用萃取蒸馏法由裂解汽油中回收苯乙烯 |
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申请号 | CN97196399.1 | 申请日 | 1997-05-07 | 公开(公告)号 | CN1225081A | 公开(公告)日 | 1999-08-04 |
申请人 | HFM国际公司; | 发明人 | 李福民; J·C·金特赖; R·W·韦特彻莱; | ||||
摘要 | 一种用(a)环丁砜(四氢噻吩砜)和(b) 水 的混合萃取 溶剂 ,由含至少一种取代不饱和芳 烃 和至少一种沸点相近的芳烃和非芳烃的裂解 汽油 混合物中分离所说取代不饱和芳烃的萃取蒸馏方法。 | ||||||
权利要求 | 1.一种从至少一种沸点相近的芳烃或非芳烃中分离苯乙烯的 方法,包括在两部分萃取溶剂存在下,萃取蒸馏它们的混合物以得到 一种含苯乙烯较多的溶剂馏分,和由所说溶剂馏分中反萃取苯乙烯, 萃取溶剂的第一部分选自碳酸丙烯、环丁砜(四氢噻酚砜)、甲基卡 必醇、1-甲基-2-吡咯烷二酮、2-吡咯烷二酮和它们的混合物,和溶 剂的第二部分是水。 |
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说明书全文 | 一方面,本发明涉及主要含取代不饱和芳烃的裂解汽油物流中所 选化合物的分离。用萃取蒸馏法将所选化合物与沸点相近的芳烃和非 芳烃分离。另一方面,本发明涉及只使用环丁砜(四氢噻酚砜)的混 合物或与水同用,在前面提到的萃取蒸馏中作为溶剂(也叫萃取剂或 夹带剂)。萃取蒸馏是一种众所周知的技术,用于分离相对挥发度接近1(即 挥发度和沸点几乎相等)的混合组分。用普通分馏方法很难将这种混 合物的组分分离。在萃取蒸馏中,将一种溶剂由被分离的原料混合物 进料点上部加进蒸馏塔中。塔中存在的溶剂可改变塔中化合物的相对 挥发度使分离更容易,从而需要较少的级数就可以达到同样的分离效 果,或用同样的级数便可达到更高的分离程度。正如Ian Sucksmith 发表在Chemical Engineering,June 28,1982,pages 91-95,题 为“萃取蒸馏节省能量”的论文所述,溶剂对较高沸点原料组分挥发 度的影响足以增进各种原料组分的分离,并使它与塔底馏分一起泄 出。有关萃取蒸馏技术的其它文献来源包括Philip A.Schweitzer, “Handbook of Separation Techniques for Chemical Engineers”, McGraw-Hill Book Company,1979,Pages 1-135 to 1-143;和Perry, “Chemical Engineers Handbook,6th Edition,McGraw-Hill Book Company,1984,Pages 13-53 to 13-57。 用萃取蒸馏法由沸点相近的芳烃和非芳烃混合物(裂解汽油)中 分离取代不饱和芳烃,特别是苯乙烯,是已知技术,在专利文献例如 U.S.Pat.Nos.3,684,665;3,763,015;2,480,919和4,031,153 中有叙述;3,328,267;2,467,197;2,385,235;2,380,019和 3,210,259也不同程度涉及。在专利文献例如U.S.Pat.No. 4,966,656中还叙述了用萃取蒸馏法将苯乙烯与裂解汽油物流中存 在的具体化合物分离,即苯乙烯与乙苯或邻二甲苯分离。但是,需要 开发比裂解汽油组分萃取蒸馏中现有溶剂选择性更高的溶剂。特别 是,希望开发出改进的萃取蒸馏方法以便用选择性更高的溶剂和其它 技术生产高纯度苯乙烯,因为这一化合物是各种塑料的重要起始材 料。 发明概述 本发明的一个目的是提供一种方法,它使用一种选择性溶剂(也 叫做萃取剂或夹带剂),通过萃取蒸馏,由含沸点相近的芳烃和非芳 烃的裂解汽油物流中生产高纯度取代不饱和芳烃化合物,特别是苯乙 烯。本发明的另一个目的是提供一种包含烃溶剂和水的新颖萃取剂混 合物。 另根据本发明还提供一种方法,它通过对含大量取代不饱和芳烃 的裂解汽油原料进行萃取蒸馏,由裂解汽油中分离至少一种选择的取 代不饱和芳烃,优选苯乙烯,该方法使用一种与水混合的主要含环丁 砜的优选溶剂。 根据本发明还提供由多个步骤组成的方法由裂解汽油原料生产 优质苯乙烯。 根据本发明的一个优选实施方案提供了一种方法,它使用一种主 要由两种成分组成的溶剂,通过萃取蒸馏一种含至少一种取代不饱和 芳烃和至少一种沸点相近的芳烃或非芳烃原料,将至少一种取代不饱 和芳烃和至少一种沸点相近的芳烃或非芳烃分离。该方法生产一种塔 顶产品,其中含比原料中体积百分数小的至少一种取代不饱和芳烃和 比原料中体积百分数大的至少一种芳烃或非芳烃;和一种塔底产 品,其中含有溶剂和比原料中体积百分数大的至少一种取代不饱和芳 烃和比原料中体积百分数小的至少一种芳烃或非芳烃。该至少一种取 代不饱和芳烃与溶剂分离并由塔底产品中回收。 溶剂的一种成分最好选自碳酸丙烯、环丁砜(四氢噻酚砜)、甲 基卡必醇、1-甲基-2-吡咯烷二酮、2-吡咯烷二酮和它们的混合物, 溶剂的另一种成分是水。在所列有机成分中,优选的溶剂成分是环丁 砜。 在另一优选实施方案中,原料中该至少一种取代不饱和芳烃是苯 乙烯,至少一种芳烃或非芳烃是邻二甲苯。 溶剂与原料重量比的最佳范围是大约5∶1至大约50∶1,更优选 2∶1至20∶1.。原料的沸点在大约100℃至大约180℃温度范围也是 优选的。 所说至少一种取代不饱和芳烃的沸点和至少一种芳烃或非芳烃 的沸点最好相差大约0.1至10℃。 根据本发明再提供一种方法,它在两部分萃取溶剂存在下,将苯 乙烯与至少一种沸点相近的芳烃或非芳烃通过萃取蒸馏它们的混合 物和由所说溶剂馏分反萃苯乙烯进行分离,以得到含苯乙烯相对较多 的溶剂馏分,萃取溶剂第一部分选自碳酸丙烯、环丁砜(四氢噻酚 砜)、甲基卡必醇、1-甲基-2-吡咯烷二酮、2-吡咯烷二酮和它们的 混合物,萃取溶剂第二部分是水。特别优选的至少一种沸点相近的芳 烃或非芳烃是邻二甲苯。所说萃取溶剂第二部分与萃取溶剂第一部分 的重量比由大约0%至大约20%也是优选的。 根据本发明的另一方面,提供了一种由含苯乙烯和至少一种沸点 相近的芳烃或非芳烃的原料生产苯乙烯的方法,做法是,将所说原料 加入蒸馏区,将两部分萃取剂加入所说蒸馏区,在所说萃取溶剂存在 下,在所说蒸馏区蒸馏所说原料以生产一种苯乙烯含量比加入所说蒸 馏区的溶剂中较高的溶剂馏分和一种含至少一种沸点相近的芳烃或 非芳烃而且苯乙烯含量比所说原料中较低的塔顶馏分,由所说蒸馏区 取出所说溶剂馏分并由所说蒸馏区取出所说塔顶馏分,所说溶剂主要 由选自碳酸丙烯、环丁砜(四氢噻酚砜)、甲基卡必醇、1-甲基-2- 吡咯烷二酮、2-吡咯烷二酮和它们的混合物的第一部分和由水构成的 第二部分组成。 在所说方法的一种优选形式中,所说两部分萃取溶剂被分别加入 蒸馏区。优选的原料是裂解汽油。 在本发明一个进一步的优选实施方案中,所说原料是通过裂解汽 油的分馏而生产的主要含8个碳的烃的C8物流,所说C8物流构成了 加入所说蒸馏区的原料。而且,在将所说C8物流加入所说蒸馏区之 前,可将C8物流氢化以便将其中任何炔烃氢化,所说C8物流的氢化 最好在不使较多的苯乙烯转化为乙苯的条件下进行。 更为优选的是,通过将至少一部分所说塔顶馏分氢化以生产一种 含甲苯和二甲苯的混合物来实施本发明。 此外,希望将上述溶剂馏分加到一个反萃区中,在这里,苯乙烯、 一部分所说芳烃或非芳烃和水由溶剂中被分离到反萃塔的塔顶物 流,然后成为贫溶剂塔底物流并循环至所说蒸馏区作为所说两部分溶 剂的第一部分。并且最好将反萃塔的塔顶物流加到苯乙烯纯化区,在 这里,比苯乙烯和水轻的烃组分,包括环戊二烯,被分离为苯乙烯纯 化塔塔顶物流,纯化的苯乙烯被分离为苯乙烯纯化塔侧线物流,含一 些所说第一部分萃取蒸馏溶剂的苯乙烯纯化塔塔底物流在所说苯乙 烯纯化区形成。然后最好将苯乙烯纯化塔塔底物流进行处理以回收一 部分所说第一部分萃取蒸馏溶剂再用于所说方法。 此外,在上述方法中,最好将水由从所说萃取蒸馏区、所说反萃 区和所说苯乙烯纯化区出来的塔顶物流中分离,并送回所说蒸馏区作 为至少一部分所说萃取溶剂第二部分。 最好是,所说两部分萃取溶剂和所说原料的重量比在大约1∶1和 大约20∶1之间,原料在大约100℃至大约180℃温度范围沸腾,所 说苯乙烯和所说至少一种沸点相近的芳烃或非芳烃的沸点相差大约 0.1至大约10℃。 由以下的发明详述和后附的权利要求将会明显看到本发明的其 它目的和优点。 附图简要说明 图1是一个中间工厂的部分正视图,其中实施了本发明方法的一 些部分。 图2是反萃塔部分和图1中间工厂中与其有关的设备的简化正视 图。 图3是该中间工厂的另一部分,包括用于进一步纯化如图1和2 实施的本发明方法中所得苯乙烯的间歇蒸馏塔简化正视图。 图4是实施本发明方法的一座工业工厂的简化正视图。 附图详细说明 在萃取蒸馏方法中,将一种试剂(叫做“溶剂”或“萃取剂”或“夹 带剂”)加到要进行分离的组分的混合物原料中,以便改变混合物组分的 相对挥发度,从而使这些组分的挥发度产生足够的差别,并使得用蒸馏 法进行有效分离成为可能。通常所选的添加溶剂应对要分离的组分有很 高的“选择性”。选择性是一个术语,与溶剂的存在引起的混合物中组分 挥发度的变化有关。混合物中组分挥发度的差别越大,用分馏法分离这 些组分就越容易。因此,高选择性溶剂致使混合物中组分相对挥发度产 生很大的差别,从而可以用较少的蒸馏级数、较小的回流量和较高的产 品纯度来分离混合物中的组分。这里所用术语“沸点相近”是指在蒸馏 条件下,原料组分有几乎相同的沸点。 任何含至少一种取代不饱和芳烃和至少一种沸点与其相近的芳烃或 非芳烃的烃原料都可用于本发明的方法中。 适宜原料组分的非限制性例子是苯乙烯、邻二甲苯、异丙基苯、 甲苯、二聚环戊二烯、对二甲苯、乙苯、2,5-二甲基噻吩、6,6-二甲 基富烯、苯乙炔、间二甲苯、异丙苯、乙烯基降冰片烯和苯丙烯,它 们都常见于裂解汽油中。这些组分也存在于其它烃原料如煤焦油液体 和催化重整石脑油中。 溶剂与含烃原料混合物的任何适宜的重量比均可使用。溶剂与原 料的重量比优选范围是大约0.5∶1至大约50∶1,更优选大约2∶1与 大约20∶1之间。 在萃取蒸馏塔中,可以使用任何适宜的总塔高、填充塔高、塔直 径和塔板数,准确的尺寸和塔的设计取决于操作规模、确切的原料组 成、确切的溶剂组成、要求的回收率和追求的取代不饱和芳烃产品的 纯度,以及类似的考虑。 给出以下实施例以进一步说明本发明而不应认为是对本发明范 围的过分限制。 实施例Ⅰ 本实施例说明各种溶剂在裂解汽油原料萃取蒸馏中的应用。 向含有35.3%甲苯,4.3%乙烯基降冰片烯,11.8%乙苯、3.3%对 二甲苯、0.2%2,5-二乙基噻吩、5.5%邻二甲苯、0.5%二聚环戊二烯、 27.9%苯乙烯、0.1%苯丙烯和0.3%6,6-5甲基富烯(重量)的裂解 汽油原料中以各种溶剂∶原料比加入一种萃取溶剂。在回流条件下, 在有一个理论级并装有全回流冷凝器的气-液平衡蒸馏釜中将全部混 合物(包括萃取溶剂)加热20-60分钟。在加入溶剂之前,取出裂解 汽油原料和平衡蒸气的样品。以1∶1和5∶1的溶剂∶原料比将溶剂加 入蒸馏釜中。达到平衡后,用位于全回流冷凝器下部的隔片取出少量 冷凝蒸气样品。用气相色谱分析该样品并测定气相中原料组分的重量 分数。相对挥发度R1用下式计算: R1=(Y1/Y2)/(X1/X2)=(Y1/X1)/(Y2/X2) 其中,在本实施例中,Y1和Y2分别是气相中邻二甲苯和苯乙烯的 重量分数,X1和X2分别是液相中邻二甲苯和苯乙烯的重量分数。在本 实施例中选择邻二甲苯和苯乙烯是因为它们难以分离。对这两种化合 物的试验结果综合于表Ⅰ中。 试验了以下溶剂:1-甲基-2-吡咯烷二酮、环丁砜、己二腈、 1-(2-氨基乙基)哌嗪、N-甲酰基吗啉、2-吡咯二酮、碳酸丙烯、 甲基卡必醇。 表Ⅰ 溶剂:原料重量比 溶剂 邻二甲苯/苯乙烯 相对挥发度 0∶1 无 1.0 1∶1 1-甲基-2-吡咯烷二酮 1.4 1∶1 环丁砜 1.4 1∶1 己二腈 1.3 1∶1 1-(2-氨基乙基)哌嗪 1.2 1∶1 N-甲酰基吗啉 1.3 1∶1 2-吡咯烷二酮 1.4 1∶1 碳酸丙烯 1.3 1∶1 甲基卡必醇 1.2 5∶1 1-甲基-2-吡咯烷二酮 1.6 5∶1 环丁砜 1.7 5∶1 己二腈 1.4 5∶1 1-(2-氨基乙基)哌嗪 1.3 5∶1 N-甲酰基吗啉 1.5 5∶1 2-吡咯烷二酮 1.7 5∶1 碳酸丙烯 1.4 5∶1 甲基卡必醇 1.4 表1中的数据清楚地说明有几种萃取剂给出了较高的相对挥发 度数据,因此,根据本发明,它们可望成为更有效的溶剂(萃取剂) 用于将取代不饱和芳烃,特别是苯乙烯,与沸点相近的芳烃和非芳烃 分离。 实施例Ⅱ 本实施例说明用环丁砜作萃取剂,对实施例Ⅰ中所述原料混合物 进行萃取蒸馏。蒸馏装置和实施例Ⅰ中所述的相同。对于本实验,将 75克裂解汽油原料加到气-液平衡蒸馏釜中,并取出原料和蒸气样品 进行分析。溶剂以1∶1(加75克)和5∶1(加375克)的溶剂∶原料 比加到釜中。达到平衡后,用位于全回流冷凝器下部的隔片取出少量 冷凝蒸气样品。用气相色谱分析该样品并测定气相中原料组分的重量 分数。试验结果概括于表Ⅱ中。 表Ⅱ 组分 A/B相对挥发度 A/B相对挥发度A/B相对挥发度 说明 无溶剂 1∶1溶剂∶原料 5∶1溶剂∶原料 A 邻二甲苯 1.0 1.4 1.7 甲苯 3.1 3.6 4.5 乙苯 1.4 1.8 2.2 对二甲苯 1.3 1.8 2.3 2,5-二甲基噻吩 1.3 1.7 2.1 二聚环戊二烯 0.5 0.9 1.2 6,6-二甲基富烯 0.6 0.6 0.6 乙烯基降冰片烯 1.3 2.5 3.8 苯丙烯 0.7 0.8 0.9 B 苯乙烯 使用环丁砜作萃取剂。 实施例Ⅱ中给出的结果可以和实施例Ⅲ中给出的结果相比 较,实施例Ⅲ涉及在实施例Ⅰ中出现的化合物2-吡咯烷二酮的测 试,结果与使用环丁砜作萃取剂得到的结果一样,其中理想的分离在 邻二甲苯和苯乙烯之间。 实施例Ⅲ 本实施例说明用2-吡咯烷二酮作萃取剂,对实施例Ⅰ中所述原料 混合物进行萃取蒸馏。蒸馏装置与实施例Ⅰ中所述相同。对于本实 验,将75克裂解汽油原料加到气-液平衡蒸馏釜中,并取出原料和蒸 气样品进行分析。溶剂以1∶1(加75克)和5∶1(加375克)的溶剂∶ 原料比加到釜中。达到平衡后,用位于全回流冷凝器下部的隔片取出 少量冷凝蒸气样品。用气相色谱分析该样品并测定气相中原料组分的 重量分数。试验结果概括于表Ⅲ中。 表Ⅲ 组分 A/B相对挥发度 A/B相对挥发度 A/B相对挥发度 说明 无溶剂 1∶1溶剂∶原料 5∶1溶剂∶原料 A 邻二甲苯 1.0 1.4 1.7 甲苯 3.1 4.0 4.3 乙苯 1.4 1.8 2.2 对二甲苯 1.3 1.8 2.2 2,5-二甲基噻吩 1.3 1.7 2.0 二聚环戊二烯 0.5 0.8 1.1 6,6-二甲基富烯 0.6 0.6 0.7 乙烯基降冰片烯 1.3 2.4 3.5 苯丙烯 0.7 0.8 0.9 B 苯乙烯 使用2-吡咯烷二酮作萃取剂。 根据表Ⅱ和表Ⅲ中所示试验结果,环丁砜和2-吡咯烷二酮表 现出类似的选择性。但是,环丁砜被选为优选溶剂,因为它在将取代 不饱和烃,特别是苯乙烯,与沸点相近的芳烃和非芳烃分离时有较高 的沸点。 实施例Ⅳ 本实施例说明在由裂解汽油原料中萃取蒸馏苯乙烯时使用水和 环丁砜的混合物作溶剂。 本实施例说明用环丁砜和水的混合物作萃取溶剂,对实施例Ⅰ中 所述原料混合物进行萃取蒸馏。蒸馏装置与实施例Ⅰ中所述相同。对 于本实验,将25克裂解汽油原料加到气-液平衡蒸馏釜中,并取出原 料和蒸气样品进行分析。溶剂以5∶1(加125克)和10∶1(加250 克)的溶剂∶原料比加到釜中。也将水加到蒸馏釜中,并在所有原料 比情况下均保持为总溶剂重量的3%。达到平衡后,用位于全回流冷 凝器下部的隔片取出少量冷凝蒸气样品。用气相色谱分析该样品并测 定气相中原料组分的重量分数。试验结果概括于表Ⅳ中。 表Ⅳ 组分 A/B相对挥发度 A/B相对挥发度 A/B相对挥发度 说明 无溶剂 5∶1溶剂∶原料 10∶1溶剂∶原料 A 邻二甲苯 1.0 1.8 1.8 甲苯 2.9 4.6 4.2 乙苯 1.4 2.4 2.5 对二甲苯 1.3 2.4 2.5 2,5-二甲基噻吩 1.3 2.1 2.2 二聚环戊二烯 0.5 1.4 1.6 6,6-二甲基富烯 0.6 0.6 0.6 乙烯基降冰片烯 1.3 4.4 4.9 苯丙烯 0.7 0.9 1.0 B 苯乙烯 1使用环丁砜+3%水作萃取剂。 根据表Ⅱ和表Ⅳ中所示试验结果,可以得出结论,当同水混合 做溶剂时,环丁砜(四氢噻吩砜)对于将取代不饱和烃,特别是苯乙 烯,与沸点相近的芳烃和非芳烃分离时,效果更好。 实施例Ⅴ 使用所选的环丁砜和水的萃取溶剂混合物,在一装填24英尺不 锈钢网卷填料(Goodloe型#773)的3英寸直径不锈钢萃取蒸馏塔 中进行中间工厂试验。蒸馏塔严格绝热以避免热量损失。一台最大热 量输入能力为4000瓦特的双回路热虹吸管再沸器被用以蒸发塔中的 液体。用一台冷凝器冷凝塔顶蒸气。一部分冷凝液由接收器回流至萃 取蒸馏塔顶部,其余液体由接收器作为残液产品取出。萃取蒸馏塔的 详细结构示于图1。 在图1中,裂解汽油原料(烃原料)被泵2由原料储罐1经管 线1以45ml/min流速输送到萃取蒸馏塔5。在由离塔底14英尺处 进入萃取蒸馏塔5之前,该物流在换热器4中被热油(或者可用蒸气) 加热到58℃。表Ⅴ中给出了原料组成。用泵7经管线8将含0.1%至 0.3%(重量)水的环丁砜由离塔底21英尺处加进萃取蒸馏塔5。环 丁砜以435ml/min的流速进料,该物流在换热器9中被热油加热到 59℃。就在再沸器上部,用泵21经管线22以20ml/min流速将去离 子水加进萃取蒸馏塔5。蒸馏塔在减压(65mmHg绝压)下操作,用真 空泵产生真空。 再沸器大约用3200至3500瓦特使塔中液体沸腾。残蒸气物流经 蒸气管线10由萃取蒸馏塔5顶部流出并被冷却器11a冷凝,用乙二 醇/水混合物作冷却剂。冷凝残液经管线11a被输送到塔顶物料接受 器12,烃和水在这里进行分离。一部分烃物相以0.3∶1.0的回流比 回流返回塔中,其余以残液产品取出(以37ml/min流速)。通过液 面控制将水相从接受器中12取出。稳态操作时,萃取精馏塔5中的 压力降大约是16至18mmHg。由萃取精馏塔5流出的萃取液物流含 99.3%(重量)环丁砜,0.68%(重量)苯乙烯,1ppm(重量)或更 少的邻二甲苯,15ppm(重量)或更少的苯丙烯,少于0.1%(重量) 的水。萃取液和残液物流的组成列于表Ⅴ。 用图2所示物流反萃塔26回收环丁砜溶剂。该系统包括:一根 在反萃段装填6英尺Gempak4BG波纹结构不锈钢填料和在精馏段装 填4英尺Goodloe不锈钢网卷填料(#779型)的直径为3英寸的塔; 一台辅助冷凝器和倾析器;一个塔顶水收集系统;一个粗苯乙烯产品 物流回流分配器;一个原料预热和计量系统和一个反萃溶剂收集系 统。 如图2所示,来自萃取蒸馏塔5的萃取液物流(富溶剂)由泵24 从萃取液罐20经管线23加到物流反萃塔26中。萃取液物流以700 ml/min流速加料并在进入物流反萃塔26之前被换热器25加热到 93℃至95℃。将大约75g/min水由水罐27经管线28输送到蒸汽发 生器以产生200℃的过热蒸汽,该蒸汽由蒸汽反萃塔26底部进料。 釜的能力为12升,用加热套保持在160℃。该反萃塔在70mmHg绝 压下操作。 塔顶蒸气物流经管线30流出并在卸料至塔顶物料接收器32之前 被冷却器31冷凝,一部分烃物相在这里以2∶1的回流比回流返回反 萃塔。其余冷凝液以12至14ml/min流速作为粗苯乙烯产品经管线 35被取出。塔顶物流冷凝液以56至65ml/min流速由接受器32经 管线35取出。含99.8%(重量)环丁砜、0.1至0.3%(重量)水和 微量烃的贫溶剂由釜经管线37取出,被冷却器38冷却,然后以680 至690ml/min的流速卸料至容器39。来自管线34的粗苯乙烯产品 含99.9%(重量)的苯乙烯。 为了由粗苯乙烯中除去微量重组分并改善产品的颜色,通过间歇 蒸馏将纯化的苯乙烯蒸馏到塔的塔顶物流中。间歇蒸馏塔的略图示于 图3。使用一个直径为3英寸的塔40。它装有12英尺Goodloe不锈 钢网卷填料(#779型)。该系统还包括一个在线回流分配器和冷凝 器41,一个塔顶产品收集系统42和一个12升的釜43,该釜装有向 再沸器输入热量的电热夹套。在回流比5∶1,釜温75℃,塔的绝对压 力49mmHg条件下,由塔顶可回收纯度为99.9+%的纯苯乙烯。 表Ⅴ 说明 原料 塔顶物流 塔底物流 二聚环戊二烯 0.26 0.40 <1 PPM 苯 0.22 0.23 <1 PPM 甲苯 35.81 36.54 <1 PPM 乙烯基降冰片烯 3.73 3.95 <1 PPM 乙苯 12.03 13.47 <1 PPM 对二甲苯 2.97 3.13 <1 PPM 间二甲苯 7.45 7.84 <1 PPM 异丙苯 395 PPM 431 PPM <1 PPM 邻二甲苯 4.52 5.79 <1 PPM 苯乙烯 23.82 18.91 0.68 苯丙烯 390 PPM 573 PPM 15 PPM 水 0.076 <50 PPM 0.0109 非芳烃 8.93 9.57 <1 PPM 2,5-二甲基噻吩 172 PPM 195 PPM <1 PPM 溶剂(环丁砜) 0 0.37 99.3 图4是以正视图表示的实施本发明的一座工业工厂的图解说明。 工厂50的一个优选的,也是任选的单元是分馏塔51,经管线52向 其中加入裂解汽油进行C8馏分的充分分离,C8馏分经管线53离开该 塔,C-7和更轻的物质经管线54离开分馏塔51,C-9和更重的物质 作为釜底物经管线55离开塔。 优选地,但也是任选地,窄馏分分馏的C8物流经管线57加进氢 化器56。在这里,氢化过程进行得足够温和,以至虽能将任何炔烃 化合物如苯乙炔氢化但不会将超出容许比例的苯乙烯转化为乙苯。由 于该步骤是任选的,给出了旁路管线58和适当的阀门以便将该步骤 省去。将氢化器的输出物经管线59与由管线58得到的或通过管线 60的任何其它来源的富苯乙烯原料一起加进萃取蒸馏塔61。塔61 以填料塔表示。贫溶剂由下文将讨论的部分经管线62加入该塔。它 从高于经管线60的富苯乙烯进料的位置加入。由贫溶剂输入管线上 的加热器63和塔底的再沸器回路63a向塔供给热量。根据本发明, 水作为萃取蒸馏溶剂的第二组分经管线64加进萃取蒸馏塔61。 在萃取蒸馏塔61中,用贫溶剂和水组分调整蒸馏条件使苯乙烯 向下经过塔与富溶剂一起经塔底管线65流出,而其它芳烃和非芳烃 经管线66由塔顶蒸出。该物流中的芳烃主要是C8芳烃,即,乙苯、 邻二甲苯和对二甲苯,非芳烃塔顶物料主要是C-9环烷烃和C-9链烷 烃。管线66中的塔顶物料经冷凝器67流到分离罐68,在这里取出 其中一部分作为回流液经管线66送回。塔顶冷凝液的其它有机部分 经管线70送往氢化处理器71,在这里被氢化为主要成分为甲苯/二 甲苯的混合物,该混合物经管线72被送往甲苯/二甲苯萃取装置(未 表示)。氢化器所用的氢经管线73供给。由冷凝罐68的低凹部经管 线74将水取出并送往水储罐75。 由萃取蒸馏塔61塔底管线65出来的富苯乙烯溶剂被送往溶剂反 萃塔76,该反萃塔也用填料塔表示。反萃塔的部分热量由再沸器回 路77供给。在溶剂反萃塔76中进行苯乙烯与溶剂的分离,苯乙烯经 塔顶管线78离开反萃塔。它经过冷凝器79进入冷凝罐80。一部分 冷凝液被取出并作为回流液经管线81加到反萃塔76顶部。烃物流的 其余部分经管线82加到苯乙烯纯化塔83。由冷凝罐80的低凹部经 管线84将水取出并送往水储罐75。 出自溶剂反萃塔76的塔底物流是贫溶剂,它经过管线90离开塔 并经过蒸汽发生器91以散去热量,然后经管线62送回萃取蒸馏塔 61。溶剂再生塔92装有再沸器回路93和放空管线94。该再生塔通 过进料侧线96接受来自贫溶剂管线90的部分贫溶剂,并通过管线 95接受来自发生器91的蒸汽。再生器92的输出经管线97被送回溶 剂反萃塔底。 在仍用填料塔绘出的苯乙烯纯化塔83中被反萃的高纯苯乙烯物 流的组分经管线82被送到该塔;轻于苯乙烯的组分经管线98由塔顶 取出,经冷凝器99被送往冷凝液罐100。如此被除去的一种物料是 环戊二烯(CPD),二聚环戊二烯(DCPD)的单体。该单体易于二聚 成为DCPD,而DCPD又容易裂解变回CPD。如果CPD和DCPD留在苯 乙烯产品物流中,都是有害的。较轻的塔顶物流由冷凝液储罐100取 出;其中一部分作为回流液经管线101送回,其余的经管线102送回 萃取蒸馏塔61。塔83底部装有再沸器回路103提供塔运行所需热 量。塔底物流由纯化塔83经管线104取出,它含有残余的微量高沸 点芳烃、微量聚苯乙烯和少量其它烃,以及微量溶剂。它们在溶剂回 收塔105中被处理;流出溶剂回收塔的塔顶物流经管线106被送往 C8/C9分离器,塔底物流经管线107被送往水反萃塔108。将一部分水 由水储罐75送回萃取蒸馏塔61底部,一部分送往溶剂回收塔105 顶部。水反萃塔108装有再沸器回路109。水反萃塔塔顶物流被送回 并与管线66中来自萃取蒸馏塔顶部的塔顶物流合并,而水反萃塔的 塔底物流被送入锅炉91。 所有分馏塔最好在真空下操作以便降低有关物料的沸点。 为适应各种用途,可以在本公开和附加权利要求的范围内做出合 理的变通、改进和适应性变化而不脱离本发明的范围。 发明背景 |