TW200904779A - Apparatus for producing ethylbenzene or cumene - Google Patents

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200904779 九、發明說明： 【發明所屬之技術領域】 本發明係關於一種使用隔離壁蒸餾塔製造乙基苯或異丙 苯之裝置。 【先前技術】 乙基苯為-種主要用於製造苯乙婦單體之有價值的產 物。大多數乙基苯係藉由用乙烯使笨烷基化而產生。亦產 生之副產物為多乙基苯。因此’乙基苯產生過程含有兩個 反應部分，烧基化及烧基轉移。將自較少的副反應產生之 f乙基苯再循環回烧基轉移部分且使其與苯反應以產生更 多乙基苯。使烧基化器及烧基轉移器排 r 分離操作以分離再循環苯、乙基苯產物、再循環多：基 2及副產物流。傳統上，使用三個蒸鶴塔。第—蒸館塔通 ¥為用以自反應a排出物回收過量苯之苯塔。通常使苯塔 塔頂館出物（基本上為苯）再循環至院基化器及燒基轉移 2 °第二蒸料通常為用以自苯塔淨底部殘留物回收乙基 =產物之乙基苯塔。乙基苯產物細塔頂㈣物（通常為淨 峪頂餾出物)形式自乙基苯塔回收。可將乙基苯產物作為原 料直接發$至苯乙稀加工單元中，或可經傳送以便儲存。 =蒸料通常為用以自乙基苯塔底部殘留物流回收再循 了本之多乙基苯塔。多乙基苯係於多乙基苯塔之塔 ^出物中回收且通常使其再循環至炫基轉移器中。通常 门，弗點底部殘留物（半柏油（flux 〇i⑴冷卻且 儲存。葙，卜主、、0 、土得运以便 月可使用第四塔（輕餾份塔）以自再循環苯流中 130768.doc 200904779 移除少量輕餾份、輕非芳族物及水。 ”丙苯或異丙基苯為一種主要用於製造苯酚及丙酮之有 仏值的產物。異丙苯已藉由使用藉由以磷酸浸潰矽藻土製 造之固Μ酸的催化法產生。現使料石催化劑以較低投 資成本產生較高品質的異丙苯。 在用於產生異丙苯之典型商業製程中，將液態苯及液態 丙烯裝人3有-或多個含有烧基化催化劑之反應器之炫基 化區中。為使苯之多烧基化產物之產生最小化，實踐中將 整個反應區中維持莫耳過量之苯，苯與丙烯之比率在約4:1 、、< 1範圍内，且更佳為約8:1。兩個與所需異丙基苯產 生競爭之反應在一些商業製程中產生問題。其中之一者為 :成諸如二異丙基苯及三異丙基苯之多烧基化苯而非所需 f烷基化產物。此競爭反應可藉由採用大莫耳過量之苯來 部分控制。然而，採用烷基轉移反應器使多烷基化苯與苯 反應以形成額外異丙苯。引起異丙苯基於所裝人之丙烤反 應物之產率損耗的另—競爭反應為形成丙稀募聚物，諸如 二j丙稀及三聚丙稀’其在有限程度上甚至在大莫耳過量 之苯存在下發生。二聚丙烯及一些四聚丙烯與異丙苯一起 ㈣。由於此等_之存在干㈣㈣異丙苯製造苯齡之 ^反應故必須使此养聚副反應最小化來製造高純度產 物。 β使烧基化及院基轉移器排出物經受使用蒸餾塔之分離 操作以分離苯、異丙苯產物、多異丙基苯及副產物流。傳 、’先上使用—個錢塔。第—蒸顧塔通常為用以自反應器 130768.doc 200904779 排出物回收過量苯之苯塔。通常使笨塔塔頂館出物（基本上 $苯）再循環至烧基化器及烧基化轉移器卜第二蒸顧塔通 1為用以將異丙苯產物自苯塔底部殘留物分離之異丙苯 塔。將異丙苯產物以塔頂餾出物形式自異丙苯塔回收。異 丙笨產物可用於諸如苯酚或丙酮加工之應用中，或其可經 傳送以便儲存。第三蒸餾塔通常為用以自異丙苯底部殘留 物中回收多異丙基苯之多異丙基苯塔。多異丙基苯係以塔 頂餾出物形式自多異丙基苯塔中回收且通常使其再循環至 烷基轉移器中。通常使高沸點底部殘留物（重餾份）冷卻且傳 送以便儲存。 本發明藉由以單一隔離壁塔替換苯塔及乙基苯或異丙苯 塔提供對當前方法流程之改良。所得優點包括節約通常用 於再沸器中之高壓蒸氣，降低冷凝器負荷，由於降低設備 數及熱交換器表面積而節約投資成本，及較高乙基苯回 收。額外優點包括降低所需區域空間，較低燃燒設備及較 低挺總量（其改良加工單元之固有安全性）。 分館塔之隔離壁或petyluk組態最初係在5〇多年前由 Petyluk等人引入。最近採用此技術之分餾塔之商業化促進 女先於 \992 年 ％ 汽 27 曰之 Supplement to The Chemical

Ewgmeer第sl4頁之文章中所述之較近研究。 隔離壁塔用於分離烴之用途亦描述於專利文獻中。舉例 而& ’頒予R.O. Wright之US 2,471，134描述隔離壁塔用於分 離甲烷至丁烷範圍内之輕烴之用途。頒予VA. Gir〇ux之us 4,230,533描述用於隔離壁塔之控制系統且說明所主張之發 130768.doc 200904779 明:於分離包含苯、甲苯及鄰二甲苯之芳族物之用途。 如下所不，於本發明中使用隔離壁塔提供優於不採用隔 離壁分餾塔之乙其 <已基本或異丙本生產方法之顯著優點。 【發明内容】 已研各出一種需要隔離壁分餾區之乙基苯或異丙苯產生 裝置°亥製私裝置具有烷基化區，在該烷基化區中使包含 至少乙烯或丙烯之原料流及包含至少苯之第一苯再循環流 在烷基化條件下與烷基化催化劑接觸以將至少一部分乙烯 及苯轉化為乙基苯或將至少__部分丙烯及苯轉化為異丙苯 且形成包含笨及乙基笨或異丙苯之院基化區排出物。該裝 置亦需要烷基轉移區，在該烷基轉移區中（1)使包含至少多 乙基苯之多乙基苯再循環流及包含至少笨之第二苯再循環 流在烷基轉移條件下與烷基轉移催化劑接觸以將至少一部 刀多乙基苯及苯轉化為乙基苯且形成包含苯及乙基苯之烷 基轉移區排出物’或（2)使包含至少多異丙基苯之多異丙基 苯再循環流及包含至少苯之第二苯再循環流在烷基轉移條 件下與烷基轉移催化劑接觸以將至少一部分多異丙基苯及 苯轉化為苯且形成包含苯及異丙苯之⑥基轉移區排出 物。 烧基化區及烧基轉移區與在分館條件下操作之隔離壁分 餾塔流體連通。藉由隔離壁使隔離壁分餾塔分為至少第一 平行分餾區及第二平行分餾區，其中第一分餾區及第二分 餾區各自具有位於分餾塔内之上端及下端，其中第一分餾 區及第二分餾區在其上端與分餾塔未隔離上部開放連通且 130768.doc •10- 200904779 在其下端與分飽权土 Ά '治_咕 α未隔離下部開放連通。兩個反應器排出 ε逼在弟一分飽[Β· ^ ^之一或多個中間點處提供與塔之流體連 、產物s道與隔離壁分餾塔之第二分餾區之中間點流體連 '系用以移除包含乙基苯或異丙苯之流。第一端管道盥 隔«分麵塔之第—端流體連通。第二苯再循環流自位^ 產物官道與隔離壁分餾塔之第一端之間的隔離壁分餾塔之

第77館區 < 中間點處移除。第二端管道係附著於隔離壁 刀餾塔之第二端上且係用以移除多乙基苯或多異丙基苯 流。第二端管道與多烷基苯分餾塔流體連通以將多乙基苯 再循環流自半柏油流分離或將多異丙基苯再循環流自重芳 族物流分離。 【實施方式】 參考圖1，本發明方法需要兩個反應器，烷基化反應器2 或烧基化器’及烷基轉移反應器4或烷基轉移器。將乙烯或 丙烯原料6及過量苯8引入院基化器2中《典型乙烯原料可含 有聚合物級乙烯（最小99·9體積％)、乙炔（最大10沖111體積 %)、乙炔（最大1 ppm體積％)、二烯（最大1 ppm體積％)、丙 稀（最大25 ppm體積％)及C3及兩彿點組份（最大1 〇〇 ppm體 積％)。典型苯原料可含有苯（最小99.9 wt°/〇)及曱苯（最小 0.05 wt%)。烷基化反應器可在氣相、液相或混合相中操作。 較佳地，使燒基化反應器在液相中操作。在液相操作之較 低溫度下，不產生二甲苯雜質且產生具有優越品質之乙基 苯或異丙苯產物。在一實施例中，烧基化反應器之溫度係 130768.doc • 11 - 200904779 選自10(TC至310°C(212°F至59(TF)之範圍且壓力係選自8〇〇 kPa至5100 kPa(l 16 psig至740 psig)之範圍。在一更特定實 施例中，溫度在150。(：至280°C(3 03°F至53 6°F)或120。〇至 280°C(248至536°F)之範圍内且壓力在約1〇〇〇 ^3至39〇〇 kPa(145 psia至570 psia)之範圍内。烷基化反應器2含有有效 量之烧基化催化劑。合適烧基化催化劑包括固體酸催化劑 且較佳為固體氧化物沸石。其實例有沸石P、沸石χ、沸石 γ、絲光沸石、八面沸石、沸石ω、MCM_22、MCM_36、 MCM-49、MCM-56及UZM-8。烷基化反應器、操作條件及 催化劑於此項技術中已知且在此未進一步描述。 在烷基化反應器2中，以乙烯或丙烯使苯烷基化以分別形 成乙基苯或異丙苯。亦形成一些多烧基苯，主要為二取代 及二取代之乙基苯或丙基苯。將過量笨饋入烷基化器中， 以便使實際上所有乙稀或丙稀均反應。因此，當進料為乙 烯時’烧基化反應器排出物10主要含有苯、乙基苯及多乙 基笨。當進料為丙烯時，可形成一些重芳族物（Ci 6至c^)且 烷基化反應器排出物10主要含有苯、異丙苯及多異丙基苯。 烧基轉移反應器4係使烷基化反應器中所產生且於管線 43中再循環之多烷基苯烷基經管線2〇中再循環之苯轉移烷 基，再形成乙基苯。合適條件及催化劑可與關於烷基化反 應器所述者相同。在一實施例中，溫度係選自17〇。〇至 270 C(228 F至518°F)之範圍且壓力係選自8〇〇 kPa至5100 kPa(110 psia至74〇 psia)之範圍。當進料為乙烯時，來自烷 基轉移反應器4之烷基轉移排出物12主要含有苯、乙基苯及 130768.doc -12- 200904779 多乙基苯。烷基轉移排出物i2(例如）可含有3〇至7〇 苯、10至50 wt%乙基苯、5至30 wt%多乙基苯及〇至5 wt% 半柏油。當進料為丙烯時，來自烷基轉移反應器4之烷基轉 移排出物12主要含有苯、異丙苯及多異丙基苯。合適烷基 轉移催化劑包括固體酸催化劑且較佳為固體氧化物沸石。 實例有沸石X、沸石γ、絲光沸石、八面沸石、沸石①、 MCM-22、MCM-36、MCM-49、MCM-56及UZM-8 烷基轉 移反應器、操作條件及催化劑於此項技術中已知且在此未 進一步描述。 將烷基化排出物1 〇及烷基轉移排出物丨2皆引入隔離壁蒸 餾塔14中。在隔離壁蒸餾塔内有兩個平行分餾區。第一分 餾區佔據蒸餾塔中部左側之大部分。注意，本文中所使用 之術語”左側"及"右側"係相對於圖示而言。在實際實踐中， 將區域關於塔左側或右側置放並不關鍵。藉由大體上不透 流體之垂直壁16將此第一分餾區與佔據塔截面另一半之平 行第二分鶴區分離。垂直壁不一定在$中間且兩個分顧區 之橫截面積或形狀可不同。垂直壁將塔之較大垂直部分分 為兩個平行分㈣。兩個區關於此壁高度彼此隔離開二 於塔頂端及底端連通。在兩個分餾區之間不存在經由隔離 壁之直接蒸氣或液體流，但分餾區之上端對含有較佳具有 額外塔盤之未隔離分餾區之蒸餾塔内容積開放。儘管較佳 _或控制蒸氣流’但可使液體於隔離壁下於兩個分餾部 分底部通過。因此’蒸氣及液體可環繞壁於塔的兩個部^ 之間自由移動。 130768.doc 200904779 在操作期間，於第-分館區中分離兩種排出物之 其中更具揮發性之化合物向上移出左側第―分顧區且^ 蒸餾塔之未隔離上部。如同第一分餾區 兩 ,. 』昂一^區之卜 #可視情況含有延伸橫穿整個塔截面之額外分㈣ ?备餾塔的上部開放連通。 排出物組份將根據為沸點或相對揮發性來分離，弗點。、 相對揮發性為於蒸餾塔中確定其特性 , 受·因素。具有相 對低沸點之組份為來自各排出物之苯。中等彿點組份為所 需j物’乙基苯或異丙苯。具有相對高沸點之組份為多烷 基苯及任何半柏油或重芳族物。 將烧基轉移排出物12及烧基化排出物1G引人佔據蒸館塔 中部左側大部分之第一垂直分餾區卜可在引入前將排= 物組合’但可藉由在沿隔離壁蒸镏塔之不同高度處引入排 出物而獲得優勢。舉例而言’院基化反應器排出物可含有 較高濃度之多烷基苯且因此在與烷基轉移反應器排出物相 比沿塔相對較低高度處引入院基化反應器排出物可能為有 利的在一實施例中，烷基化區排出物係在位於引入烷基 轉移區排出物之高度與抽取塔頂餾出物之塔第一端之間的 中間局度處引入隔離壁分顧塔中。 驅使存在於排出物中之苯於第一分餾區中上升且進入塔 塔頂，在塔塔頂將其於塔頂餾出物1 8及侧取物2〇中移除。 在一實施例中，使隔離壁塔操作以使得塔頂餾出物在約 88C至約104C(190 F至220卞）範圍内之溫度及約1〇3让^至 2斗1 kPa(15 psia至35 psia)範圍内之壓力下。在一更特定實 -14- 130768.doc 200904779 施例中’使隔離壁塔操作以使得塔頂餾出物在約 98 C(208 F)之溫度及約1 72 kPa(25 psia)之壓力下。將塔頂 餾出物18中之苯自隔離壁塔塔頂移除且使其通過塔頂冷凝 器38以形成傳遞至收集器22之液體。可將經回收水流24自 收集器22移除以供進一步加工。收集器22亦可具有排出流 21。將苯液相流26自收集器中移除且分為以回流形式返回 隔離壁分餾塔塔頂之第一部分28及再循環至烷基化反應器 2之第二部分8。亦可將苯於為側取物之液流2〇中自隔離壁 塔中移除。可將苯流20再循環至烷基轉移反應器4中。可自 本塔中抽取兩個苯流，因為通常用於烷基化反應器中之催 化齊]可耐文炫基化反應期間存在之一些水，但通常用於烧 基轉移反應器中之催化劑對水耐受性較小。因此，塔頂餾 出物含有可以水飽和且適用於烷基化反應器中之笨，而側 取物含有適用於烷基轉移反應器中之無水或半無水苯。本 文中所使用之術語”富集"意欲顯示大於5 〇莫耳且較佳大 於75莫耳％之指定化合物或化合物種類之濃度。 隔離壁分餾塔14底部亦包含未隔離分餾區。此區域可接 收自第一分餾區與第二分餾區中汲取之液體。使此液體經 又：餾驅使乙基苯或異丙苯以蒸氣形式上升，而將較低 揮發性之多乙基苯及半柏油濃縮成液體底部殘留物流Μ。 此分離係經由使用向底部未隔離分餾區提供蒸氣之再沸器 來只現使至少一部分底部殘留物流3 4通至多烧基苯分 餾：0中將產物乙基苯或異丙苯流3 2於來自右側分館區 之側取物中自隔離壁分餾塔抽取。可將產物收集或通至另 130768.doc •15· 200904779 一製程系統5G中，該製程系、統可為諸如苯乙烯、苯紛或丙 酮產生製程之製程系統。 在本發明之一更特定實施例中’描述隔離壁分餾塔之未 隔離底部係藉由剛好位於壁底部之下之氣流控制或氣體釋 - 放塔盤與兩個平行分顧區分離。此時略微間隙使得於平行 T«之間有水平液流。此塔盤可具有使得液體正常向下 流動之液封穿孔，但其結構使得蒸氣向上流動至少受到極 f A限制或控制。塔盤可完全阻斷蒸氣向上流動。使用此塔 盤可提供正性控制向上氣流於兩個分餾區之間分離之構 件，其為控制兩個區域效能之主要構件。因此，來自塔底 部之蒸氣較佳經由管線自塔發送且於將蒸氣分別饋入兩個 平行分館區底部之兩個管線之間分離。可藉由一或多個流 量控制閥門或藉由調節兩個區域底部之相對液體量來控制 氣流。此舉係於以引用的方式併入本文中之us 4,23〇,533 中相當詳細地描述。 ,, 使主要含有多烷基苯之淨底部殘留物流34通至多烷基苯 塔40中以將多烷基苯分離至多烷基苯塔塔頂餾出物中， 且將半柏油或重芳族物分離至多烧基苯塔淨底部殘留物料 中。在-實施例中’當整個製程之進料為乙婦時，使塔操 作以使塔頂餾出物溫度為約121。〇至約138。以25〇卞至 2_)且遂力為約21 kPa至約23 kPa(3 〇 _3至3 3 psia)。在 -更特定實施例中，使塔操作以使塔頂餾出物在約 13代（2獅）及22 kPa(3 ·2 psia)下。使主要含有多乙基苯或 多異丙基苯之多乙基苯塔塔頂餾出物42通過收集器Μ且一 130768.doc •16- 200904779 4刀可以回机形式返回多烧基苯塔4〇塔頂。使淨塔頂館出 物流43再循環至烷基轉移反應器4中。 在本發明之另—實施例中，可能需要產生通常在廠址別 處使用之低壓蒸氧。在此實施例中，可將可選管線19中之 冷卻水與離壁塔頂餾出物流i 8熱交換，使用可選熱交換 益、21與第二苯再循環流20熱交換且使用可選熱交換器23與 產物流32熱交換以於可選管線29中形成低壓蒸氣。若需要 較少蒸氣，則採用以較少液流之較少熱交換操作。舉例而 言，管線19中之水可僅與塔頂餾出物18交換以產生蒸氣； 僅使用可選熱交換器21與第二苯再循環流2〇交換以產生低 壓蒸氣；或僅使用可選熱交換器23與產物流32交換以形成 低壓蒸氣。視低壓蒸氣之應用及要求而定可採用熱交換操 作之任何組合。 表1中所示之乙基苯製程之理論模型化結果顯示本發明 所進行之分離法比採用苯塔後再採用乙基苯塔之習知流程 所達成之分離法更有利。資料僅基於工程設計計算且顯示 兩個習知分餾塔（苯塔及乙基苯塔）可經本發明隔離壁塔替 換’來提供顯著益處及節約成本。舉例而言，本發明隔離 壁塔需要20.4 MW(69.7 MMBTU/hr)之總再沸負荷，而視習 知苯塔壓力而定’兩個習知塔需要36.5 124.7 MMBTU/ hr)或28 MW(96 MMBTU/hr)之總再沸負荷。隔離壁塔需要 -41.7 MW(-141.6 MMBTU/hr)之總冷凝器負荷，而兩個習知 塔需要-46_6 MW(-159 MMBTU/hr)之總冷凝器負荷。同時， 隔離壁塔需要5 6之總級數，而視苯塔之壓力而定，習知塔 130768.doc 17 200904779 需要72或62級。最終，由資料可見乙基苯之回收量之小幅 增加it匕表不乙基苯產物損失量減少。因&，與習知分餾 塔相比，本發明透過使用隔離壁塔，降低了塔盤數及設備 數之相關投資成本與利用成本。 在習知方法中，可使苯塔在672 kpa(97 5 psia)之塔頂餾 出物壓力下操作’以便使冷凝器可用以產生可在廠址別處 使用之LP流’且實例中之第—次模擬係在苯塔之此較高塔 頂德出物壓力之模式下進行u，實例中之隔離壁塔模 式係在172 kPa(25 psia)之塔頂餾出物壓力下進行，以使塔 能以高壓蒸氣再沸。相較於在較高壓力下操作之兩個連續 一般苯塔，較低壓力條件再提供本發明隔離壁塔兩個額外 優點。f先’原㈣將㈣純高蒸氣，其進而降低 必須在塔中產生之蒸氣量。第二，塔中之相對揮發性增加 致使易於分離。為了完全比較，以在172 kpa(25 psia)之塔 頂餾出物壓力下操作之習知雙塔流程的苯塔模式進行第: 次模擬。在表1中，”條件丄”表示習知苯塔，隨後為乙基苯 塔，其中苯塔係在672 kpa(97.5 _)之塔項餾出物壓^下 操作，且”條件2”表示習知苯塔，隨後為乙基苯塔，其中苯 塔係在172 kPa(25 psia)之塔頂餾出物壓力下操作。如資= 顯不，不論苯塔之操作壓力，本發明隔離壁塔均可提供優 點及益處。 α 130768.doc -18· 200904779 qlnn-ΚΓΙ 幸樂嫁φ·€ 贫 suAva %6ΌΙ %8ΌΙ %寸7.2 %1>寸 oAva 8.96 9·Ι OS 900 ςτ (W9S-S 寸) (sl)9.寸 (域寸寸-0 (608.S 9S P.69)寸OCN (εδεζζ: (9,1寸1-)10_1寸丨 (803)86 . 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sooe-91) (ς·9Ι)0·ιη (Si-I) (rlnI)5 οοε (rz.8)3 pss9eCN s;^· (Jwnls_)Amcyffsss (-q/nlgsw)耷scy puou Qvol 龚¾翠 Mi 绝 (.2sd)Bd>ta 龚¾舉 wiM° ^083 (1)33 (Mludd)sa (Mmdd} (01)33-6- Iltr^vl^s3-a-i4 (¥)艺趔倒钕 130768.doc -19- 200904779 類似地’表2中所示之異丙苯生產製程之理論根 顯示與使用採用苯塔，隨後採用異丙苯塔之習知户。結果 成之分離相比，本發明所進行之分離將更有利。資；斤達 於工程設計計算且顯示兩個習知分餾塔、料僅基 个α久異丙苯试、 可經隔離壁塔替換來提供顯著益處及成本節約。與習去。） 串聯塔相比，使用隔離壁塔降低能量成本以及總級數知兩 當設計蒸餾單元時，通常單元中級數必 片，、平几之能量 需求相平衡。在本文中所述之理論模型化中， 土1G Τ 將兩個不同 能 隔離壁塔（DWC)設計模型化。一者（條件丨）具有較大級數及 較低能量需求，而另一者（條件2)具有較低級數，但較高 量需求。於表2中提供模型化系統各自之設計資料。 表2 塔頂傑出物壓力kPa (psia) 2塔設計 異丙笨塔 55(8) 7 ⑴ 塔頂餾出物溫度°(；(°?) 38(100) 155(311) 冷凝器工作MW(MMBTU/hr) 4.57(15.6) 4.89(16.7) 底部殘留物溫度°(：(下） 199(391) 233(452) 再沸器工作M W (MMBTU/hr) 4.66(15.9) 4.42(15.1) 總級數 36 42 塔直徑 cm(ft.) 183(6) 183(6) 213(7) 條件I 7(1) 38(100) 4.50(25.6) 235(455) 7.41(25.3) 67 259(8.5) DWC設計 7(1) 38(100) 7.76(26.5) 234(454) 7-70(26.3) 62 274(9) 下表3展示模型化結果。如資料所清楚展示，與兩種習知 塔設計相比，各隔離壁塔設計提供能量節約與級數降低。 舉例而言，隔離壁塔條件1需要25.6MMBTU/hr之總冷凝器 負荷，且隔離壁塔條件2需要26.5 MMBTU/hr之總冷凝器負 荷，而兩個習知塔需要32.3 MMBTU/hr之總冷凝器負荷。 相似地，隔離壁塔條件1需要25.3 MMBTU/hr之總再沸器負 荷，且隔離壁塔條件2需要26.3 MMBTU/hr之總再沸器負 130768.doc -20- 200904779 荷，而兩個習知塔需要3 1 MMBTU/hr之總再沸器負荷。關 於級數，隔離壁塔條件1需要67級，且隔離壁塔條件2需要 62級，而兩個習知塔需要總共78級。最後，資料展示存在 異丙苯純度較小程度增加及出口損失之苯量減低。因此， 與使用一組習知分餾塔相比，使用隔離壁塔關於塔盤數以 及效用成本降低投資成本。 表3 2塔設計 DWC條件1 DWC條件2 總冷凝器 QMW (MMBTU/hr) 9.45(32.3) 7.50(25.6) 7.76(26.5) 總再沸器 QMW (MMBTU/hr) 9.08(31) 7.41(25.3) 7.70(26.3) 總級數 78 67 62 冷凝器Q之節約％ 20.74% 17.96% 再沸器Q之節約％ 18.39% 15.16% 級數節約％ 14.10% 20.51% 異丙苯純度(wt°/〇) 99.944 99.955 99.955 異丙苯中之苯(wt ppm) 4 4 4 異丙苯中之異丙基甲苯 16 16 15 (wt ppm) 出口損失之苯*(wt%) 1.37 0.18 0.18 *基於新進料中之苯 ί 【圖式簡單說明】 圖1為本發明之一實施例之圖解說明。圖1未展示為熟習 . 此項技術者所熟知之製程配置，諸如泵、壓縮機、閥門、 穩定器及再循環管線之許多細節。 【主要元件符號說明】 2 烷基化單元/烷基化器/烷基化反應器 4 烷基轉移單元/烷基轉移器/烷基轉移反 應器 130768.doc -21 - 200904779 6 進料管道/乙稀或丙婦原料 8 第一苯再循環管道/第二部分 10 烧基化反應器排出物/院基化排出物/炫 12 基化排出管道 烷基轉移排出物/燒基轉移排出管道 14 隔離壁蒸餾塔/隔離壁分餾塔 16 隔離壁/垂直壁 18 第一苯再循環管道/塔頂餾出物 19 冷卻水管道/管線/可選管線 20 第二苯再循環管道/側取物/管線/側取物 21 之液流/苯流/第二苯再循環流 排出流/熱交換器 22 收集器 23 熱交換器 24 經回收水流 26 苯液相流 28 第一部分 29 可選管線 32 產物流/產物管道/產物流管道/產物乙基 34 笨或異丙苯管道 底部殘留物流管道/底部殘留物管道/底 36 38 130768.doc 部殘留物流 再沸器 熱交換器/塔頂冷凝器 -22- 200904779 40 多烷基苯分餾塔/多烷基苯塔/分餾塔 42 多烷基苯塔塔頂餾出物/多乙基苯塔塔 頂餾出物/多烷基苯再循環管道 44 高沸點組份管道/多烷基苯塔淨底部殘 留物 46 收集器 50 苯乙烯產生區/苯酚產生區/丙酮產生區/ 製程系統 130768.doc -23 -

Claims (1)

1. 200904779 十、申請專利範圍： 1·—種產生乙基苯或異丙苯之裝置，其包含： 一個含有烷基化催化劑之烷基化單元（2); 與該烷基化單元（2)之流體連通之至少一個烷基化進料 管道（6)及第一個苯再循環管道（8); 與該烷基化單元（2)之流體連通之至少一個烷基化排出 管道（10); 一個含有烷基轉移催化劑之烷基轉移單元（4); 與該烷基轉移單元（4)之流體連通之至少一個第二個苯 再循環管道（20)及一個多烧基苯管道（43); 與該烷基轉移單元（4)之流體連通之至少一個烷基轉移 排出管道（12); 藉由一個隔離壁（16)分為至少一個第一平行分餾區及 個第二平行分餾區之隔離壁分餾塔（14)，其中該第一分 餾區及該第二分餾區各自具有位於該分餾塔内之上端及 下鳊，其中该第一分餾區及該第二分餾區之上端與該分 餾塔之未隔離上部開放連通，且其下端與該分餾塔之未 h離下部開放連通，其中該烧基化排出管道⑽及該烧基 轉移排出管道（12)在該第一分餾區之一或多個中間點處 二該隔離壁为餾塔（14)之流體連通；其中該第一苯再循環 $道（8)與該隔離壁分餾塔（14)之第一端之流體連通，且 其中該第二苯再循環管道（2G)與該隔離壁錢塔（⑷之 第二分餾區之中間點之流體連通； —個與該隔離壁分餾塔（i 4)之第二分餾區之中間點之 130768.doc 200904779 流體連通之產物流管道（3 2); -個與該隔離壁分馏塔(14)之第二端之流體連通之底 部殘留物管道（34); 一個分料_，其中該底部殘留物管道（34)與該分鶴 塔（4〇)之中間點之流體連通，該多提基苯管道⑽與該分 德塔⑽之第-端之流體連通，且高沸點組份管道Ο4)與 該分餾塔之第二端之流體連通。 2. 如請求们之裝置，其另外包含—個冷卻水管道（19)及一 個與該冷卻水管道⑽及來自t亥隔離壁分館塔（14)之第 -端之該第—苯再循環管道（18)嗜合的熱交換器⑽。 3. 如D月求項i之裝置，#另外包含—個冷卻水管道（Η)及一 個與該冷卻水管道⑽及來自該隔離壁分鶴塔（14)之第 一刀餾區之中間點的該第二苯再循環管道（2〇)嚙合之熱 交換器（21)。 4. 士叫求項1之裝置，其另外包含—個冷卻水管道（1 9)及一 個與該冷卻水管道（19)及來自該隔離壁分餾塔（14)之第 二分餾區之中間點的該產物管道（32)嚙合之埶交換器 (23) 。 ° 5 ’如明求項1之裝置，其另外包含一個冷卻水管道（19)及一 個與該冷卻水管道（19)、來自該隔離壁分餾塔之第一端之 該第笨再循環管道（18)、來自該隔離壁分餾塔之第二分 餾區之中間點之該第二苯再循環管道（20)及來自該隔離 壁分餾塔（14)之第二分餾區之中間點之該產物管道（32) 喷合的熱交換器。 130768.doc 200904779 6·如請求項1之裝置，其中該烷基轉移排出管道（12)與該隔 離壁分餾塔（14)在該隔離壁分餾塔之中間高度處流體連 通’該中間高度係在該烷基化排出管道（10)與該隔離壁分 餾塔（丨4)流體連通之高度至該隔離壁分餾塔（14)之第一 端之間。 7. 如睛求項1之裝置，其另外包含一個與該產物管道（32)流 體連通之苯乙烯產生區（5〇)。 8. 如請求項1之裝置，其另外包含一個與該產物管道（32)流 體連通之苯酚產生區（5〇)。 9. 如请求項1之裝置，其另外包含一個與該產物管道（32)流 體連通之丙_產生區（5〇)。 i. 130768.doc