分离苯、乙苯、多乙苯、重组分混合物系的方法

摘要

本发明涉及一种分离苯、乙苯、多乙苯、重组分混合物系的方法，主要解决现有传统乙苯装置中存在的苯、乙苯、多乙苯、重组分混合物系分离流程复杂，分离纯度不高，投资大，能耗高的问题。本发明通过采用含苯、乙苯、多乙苯、重组分混合物系的原料从第一分壁段一侧进入双侧线分壁精馏塔，经分离，在第一分壁段另一侧得乙苯物流，在第二分壁段侧线得多乙苯物流，在第一分壁段以上精馏段得苯物流，在第二分壁段以下提馏段得重组分物流的技术方案较好地解决了该问题，可用于分离苯、乙苯、多乙苯、重组分混合物系的工业生产中。

说明书

技术领域

本发明涉及一种分离苯、乙苯、多乙苯、重组分混合物系的方法。

背景技术

在传统的乙苯装置分离技术路线中，含有苯、乙苯、多乙苯、重组分混合物 系的物料进入苯塔进行初步分离，塔顶脱除苯和轻组分，塔釜出料主要由乙苯、 多乙苯和重组分组成。苯塔塔釜出来的物料进入乙苯塔做进一步分离，乙苯塔塔 顶分离出以重量计为99.95%以上的乙苯组分，而塔釜出料为多乙苯和重组分。 乙苯塔塔釜物料再去多乙苯塔进行下一步的分离。多乙苯塔塔顶主要分离出多乙 苯组分，塔釜出料主要是重组分。

分壁精馏塔是通过在精馏塔中部设一垂直壁，将塔分成上段、下段、由隔板 分开的精馏进料段和精馏采出段四部分的新型结构的完全热集成塔的一种。用分 壁精馏塔将三组份混合物分离为纯净产品只需要一个塔、一个重沸器、一个冷凝 器及一个回流分配器，能耗和设备投资都可以得以降低。1985年以来，BASF 公司、Kellogg公司、Kyowa Yuka公司、Sumitomo重工等几大公司已开始使用 分壁精馏塔。世界上已有40台以上分壁精馏塔进行了商业运行，大部分属于德 国的BASF公司。

采用分壁精馏塔分离各类物系的研究也在不断深入。Kellogg公司开发了抽 提蒸馏与分壁式塔器技术相结合的工艺，从重整生成油或加氢热解汽油回收苯。 它取消了汽提塔，精馏、汽提和溶剂回收均在一台分壁精馏塔中进行，投资比常 规抽提蒸馏装置节减20%。此外，还可采用分壁精馏塔从C4馏分中分离提纯1， 3-丁二烯，从C5以上的馏分中提纯含量较高的C6～C8组分。此外，国外的分 壁精馏塔还用于四氢呋喃、丁酮与丁二醇、丙烯与丁烯、丙烯与己烯、环戊烷、 环戊烯等物质合成过程的分离。在US6540907中，Towler等人还提出了FCC 的石脑油用分壁精馏塔直接脱硫工艺。经查阅得：1976～2001年内，已公开的 分壁精馏塔美国专利仅有33篇；而2001～2004年半中已申请的分壁精馏塔美 国专利就已有31篇；其中近一年中申请的美国专利就占21篇。分壁精馏塔的 发展势头越来越猛，应用面越来越广。双侧线分壁精馏塔是在精馏塔内部设两段 垂直隔板，将精馏塔从上往下依次分成第一分壁段以上精馏段、第一分壁段、中 间段、第二分壁段及第二分壁段以下提馏段共五部分。由于分壁精馏塔与热耦精 馏分离的原理及计算方法是一致的，分壁精馏塔是热力学上等同于一台Petlyuk 塔目前，尚未见将双侧线分壁精馏塔用于苯、乙苯、多乙苯、重组分混合物系分 离的报道。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是现有传统乙苯装置中存在的苯、乙苯、多乙苯、 重组分混合物系分离流程复杂，分离纯度不高，投资大，能耗高的问题，提供一 种新的分离苯、乙苯、多乙苯、重组分混合物系的方法。该方法具有流程简单， 分离效果好，能耗低，投资降低显著的优点。

为了解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下：一种分离苯、乙苯、 多乙苯、重组分混合物系的方法，包括以下步骤：

a）提供双侧线分壁精馏塔；所述双侧线分壁精馏塔从上往下依次为第一分 壁段以上精馏段、第一分壁段、中间段、第二分壁段及第二分壁段以下提馏段；

b）含苯、乙苯、多乙苯、重组分混合物系的原料从第一分壁段一侧进入双 侧线分壁精馏塔，经分离，在第一分壁段另一侧得乙苯物流，在第二分壁段侧线 得多乙苯物流，在第一分壁段以上精馏段得苯物流，在第二分壁段以下提馏段得 重组分物流。

上述技术方案中，优选地，以重量百分比计，原料物流中苯的含量为50～ 90%，乙苯的含量为10～40%，多乙苯的含量为1～10%，重组份的含量为0.1～ 1%。

上述技术方案中，优选地，所述双侧线分壁精馏塔共有90～130块理论板； 其中，第一分壁段以上精馏段有15～35块理论板，第一分壁段有20～50块理 论板，中间段有5～20块理论板，第二分壁段有15～40块理论板，第二分壁段 以下提馏段有5～15块理论板。更优选地，所述双侧线分壁精馏塔共有95～125 块理论板；其中，第一分壁段以上精馏段有20～30块理论板，第一分壁段有25～ 45块理论板，中间段有10～15块理论板，第二分壁段有20～35块理论板，第 二分壁段以下提馏段有7～13块理论板。

上述技术方案中，优选地，所述双侧线分壁精馏塔塔顶操作压力为430～ 550kPa。更优选地，所述双侧线分壁精馏塔塔顶操作压力为480～500kPa。

上述技术方案中，优选地，所述双侧线分壁精馏塔塔顶以重量计的回流比为 0.8～1.1。更优选地，所述双侧线分壁精馏塔塔顶以重量计的回流比为0.85～ 1.05。

上述技术方案中，优选地，乙苯物流的侧线出口位置为从双侧线分壁精馏塔 的顶部向下数第35～45块塔板处。

上述技术方案中，优选地，多乙苯物流的侧线出口位置为从双侧线分壁精馏 塔的顶部向下数第85～95块塔板处。

本发明方法中所述的压力是指表压。

本发明方法中，所述重组份主要包括三乙苯、乙苯焦油。其中，以重量百分 比计，三乙苯为重组份的50～80%，乙苯焦油为重组份20～50%。

本发明方法所用的双侧线分壁精馏塔，从上往下依次为第一分壁段以上精馏 段、第一分壁段、中间段、第二分壁段及第二分壁段以下提馏段。第一分壁段和 第二分壁段各设置一块隔板，沿轴向将各自的分壁段隔成至少两个区，这两个区 内部都设有塔板。隔板可以沿着塔中心线安装，也可以偏心安装。物料进口位于 第一分壁段一侧，第一分壁段另一侧设乙苯组份物料出口，第二分壁段侧线设多 乙苯组份物料出口；第一分壁段以上精馏段设有苯组份的物料出口，第二分壁段 以下提馏段设有重组份的物料出口。

当采用精馏的方法分离三种以上的物质组成的混合物且中间馏份的浓度较 大时，无论采用常规的顺序分离流程还是逆序分离流程，都不可避免中间馏份沿 塔轴向产生再混合，这在热力学上来讲是不利的，相当于一部分分离功的浪费。 分壁精馏塔在热力学上等效于一台完全热集成的精馏塔，不同的是分壁精馏塔只 用一个塔壳，通过中间设置绝热隔板来实现精馏过程的完全热集成。进料在隔板 段的一侧，进料中的中间馏份一部分随轻组份由隔板的上端进入隔板的另一侧， 另一部分则随重组分由隔板的下端进入隔板的另一侧，从而使中间馏份在隔板的 另一侧得到富集，避免了中间馏份在塔中的再混合，从而实现节能和提高中间产 品纯度的效果。同时，由于双侧线分壁精馏塔只采用一台塔而实现三台普通精馏 的功能，固定投资成本降低显著。

本发明中的混合物有四种需分离的组分，采用一台双侧线分壁精馏塔来分离 该混合物，在分壁精馏塔塔顶采出苯组分，在第一分壁段侧线采出乙苯组分，在 第二分壁段侧线采出多乙苯组分，在塔釜采出重组分。采用本发明方法，分壁精 馏塔顶采出中的苯组分浓度以重量计可达99.18％，高于原流程苯塔的塔顶组分 乙组分浓度（99.16%）；分壁精馏塔第一分壁段侧线采出的乙苯组分浓度以重量 计可达99.95%，和原流程乙苯塔的塔顶乙苯组分出料的浓度（99.95%）持平； 分壁精馏塔第二分壁段侧线采出的多乙苯组分浓度以重量计可达92.33%，高于 原流程多乙苯塔的塔顶多乙苯组分出料的浓度（92.21%）；分壁精馏塔塔釜采出 的重组分浓度以重量计可达99.59％，高于原流程多乙苯塔的塔釜出料的组分浓 度（99.21%）。由此可见，采用双侧线分壁精馏技术可以更好的完成苯、乙苯、 多乙苯、重组分混合物系的分离任务。特别是该双侧线分壁精馏塔只用一台塔就 能取代原来的三台塔，大幅降低设备投资的成本；同时，采用分壁精馏技术与原 精馏流程相比，总换热负荷可以降低8～15%。因此，采用本发明的技术具有显 著的经济效果。

附图说明

图1是现有乙苯装置的苯、乙苯、多乙苯、重组分混合物系精馏工艺典型流 程示例。

图2是本发明方法流程示意图。

图1中，1为含有苯、乙苯、多乙苯、重组分的混合物系的进料；2为苯塔 的塔顶出料，主要组成为苯组分；3为苯塔的塔釜出料，主要为乙苯、多乙苯和 重组分；4为乙苯塔的塔顶出料，主要为乙苯组分；5为乙苯塔的塔釜出料，主 要为多乙苯和重组分；6为多乙苯的塔顶出料，主要为多乙苯组分；7为重组分 出料；8为苯塔；9为乙苯塔；10为多乙苯塔。

图2中，11为含有苯、乙苯、多乙苯、重组分的混合物系的进料，与图1 中的物流1组分相同；12为双侧线分壁精馏塔塔顶苯组分出料；13为第一分壁 段侧线乙苯组分出料；14为第二分壁段侧线多乙苯组分出料；15为塔釜重组分 出料，16为双侧线分壁精馏塔；A为第一分壁段以上精馏段；B为第一分壁段； C为中间段；D为第二分壁段；E为第二分壁段以下提馏段。

以下结合附图对本发明做详细说明。

图1中，含有苯、乙苯、多乙苯、重组分混合物系的物流1从第17块理论 板进入苯塔，苯塔的理论塔板数为43块，塔顶压力为490千帕，回流比按重量 计为0.29，塔顶分离出物流2苯组分，塔釜得到物流3（乙苯、多乙苯及重组分）。 乙苯塔共有54块理论板，回流比按重量计为0.98，塔顶压力为147千帕。物流 3入乙苯塔的第42块理论板做进一步分离，由塔顶采出物流4（乙苯组分），塔 釜采出物流5（多乙苯和重组分）。物流5进入多乙苯塔进一步分离多乙苯，多 乙苯塔理论塔板数为20块，塔顶压力为27千帕表压，回流比按重量计为0.15， 进料塔板为第11块理论板，顶部采出回收的多乙苯物流6，底部为重组分物流7 出料。

图2中，组成与图1中物流1相同的原料液11进入双侧线分壁精馏塔的第 49块理论板，分壁精馏塔的理论塔板数为110块，塔顶压力为490千帕表压， 回流比为0.9，塔顶分离出物流12苯组分，物流13是第一分壁段侧线乙苯组分 出料，物流14是第一分壁段侧线多乙苯组分出料，物流15是塔釜重组分出料。 由于物流13和物流14中温位很高，分别为220℃和270℃，因此通过换热器发 生低压蒸气来回收其中的热量。

双侧线分壁精馏塔共90～130块理论板，优选的有95～125块理论板，第 一分壁段以上精馏段有15～35块理论板，优选的有20～30块理论板，第一分 壁段有20～50块理论板，优选的有25～45块理论板，中间段有5～20块理论 板，优选的有10～15块理论板，第二分壁段有15～40块理论板，优选的有20～ 35块理论板，第二分壁段以下提馏段有5～15块理论板，优选的有7～13块理 论板。双侧线分壁精馏塔操作压力设定为塔顶430～550千帕，优选的操作压力 为480～500千帕。分壁精馏塔的回流为0.8～1.1，优选的操作回流比为0.85～ 1.05。分壁精馏塔顶采出苯组分,其组分浓度以重量计可达99.18%；第一分壁段 侧线采出乙苯组分，其浓度以重量计可达99.95%；第二分壁段侧线采出多乙苯 组分，其浓度以重量计可达92.33%；塔釜采出重组分，其中组分浓度以重量计 可达99.59%。

下面通过实施例对本发明作进一步的阐述。在所有比较例和实施例中所用的 原料组成如表1所示。

表1

序号 组分 物流1（重量%） 1 非芳烃轻组分 0.21% 2 苯 68.55% 3 乙苯 26.86% 4 多乙苯 4.05% 5 重组分 0.33%   合计 100%

具体实施方式

【比较例】

采用图1所示的流程，以32万吨/年乙苯装置为基准，对原料重量百分组成 如表1所示的物料进行分离，各塔的操作条件和分离结果都列于表2中。表中塔 顶热负荷是塔顶冷凝器的冷负荷，塔釜热负荷是塔釜再沸器的热负荷。

表2原苯塔、乙苯塔和多乙苯塔操作条件/分离结果汇总

图1中的设备 苯塔 乙苯塔 多乙苯塔 塔顶操作压力，kPa 490 147 27 理论塔板总数 43 54 20 进料位置（板号） 17 42 11 回流比，wt% 0.29 0.98 0.15 塔顶苯组分浓度，wt% 99.16%     塔顶乙苯组分浓度，wt%   99.95%   塔顶多乙苯组分浓度，wt%     92.21% 塔釜重组分浓度，wt%     99.21%

对应的详细组分分离效果见表3。

表3原苯塔、乙苯塔和多乙苯塔分离结果详细表（比较例）

表4原苯塔、乙苯塔和多乙苯塔流程能耗分析表（比较例）

序号 设备 热负荷，千瓦 1 苯塔塔顶冷凝器 13460 2 苯塔塔釜再沸器 9370 3 乙苯塔塔顶冷凝器 7820 4 乙苯塔塔釜再沸器 6240 5 多乙苯塔塔顶冷凝器 759 6 多乙苯塔塔釜再沸器 302   总计 37951

【实施例1】

采用图2所示流程，以32万吨/年乙苯装置为基准，对原料重量百分组成如 表1所示的物料进行分离。采用的双侧线分壁精馏塔有110块理论板，第一分 壁段以上精馏段有25块理论板，第一分壁段隔板两侧各有35块理论板，中间 段有15块理论板，第二分壁段隔板两侧各有25块理论板，操作压力为塔顶490 千帕表压，回流比按重量计为0.9；进料11在从塔顶向下数第49块塔盘进料， 侧线乙苯的抽出位置为从塔顶向下数第39块理论板，侧线多乙苯的抽出位置为 从塔顶向下数第90块理论板。乙苯出料和多乙苯出料分别发生0.4MPaG低压 蒸汽，回收热量后后得到物流13和物流14。

为了便于比较，操作条件和分离结果列于表11中。

双侧线分壁精馏塔详细组分分离效果见表5。

表5双侧线分壁精馏塔分离结果详细表（实施例1）

本实施例能耗情况见表6。

表6双侧线分壁精馏塔流程能耗分析表（实施例1）

序号 设备 热负荷，千瓦 备注 1 塔顶冷凝器 19763   2 塔釜再沸器 15537   3 乙苯出料热量回收 -1866 发生0.4MPaG低压蒸汽 4 多乙苯出料热量回收 -596 发生0.4MPaG低压蒸汽   总计 32838  

【实施例2】

采用图2所示流程，其他条件同【实施例1】，改变双侧线分壁精馏塔的总 理论板数、隔板两侧的理论板数、进料位置、侧线抽出位置和回流比。

采用的双侧线分壁精馏塔有100块理论板，第一分壁段隔板两侧各有30块 理论板，中间段有10块理论板，第二分壁段隔板两侧各有25块理论板，第二 分壁段以下提馏段有10块理论板，回流比按重量计为1；进料11在第44块塔 盘进料，侧线乙苯的抽出位置为从塔顶向下数第38块理论板，侧线多乙苯的抽 出位置为从塔顶向下数第80块理论板。乙苯出料和多乙苯出料分别发生 0.4MPaG低压蒸汽，回收热量后后得到物流13和物流14。

为了便于比较，操作条件和分离结果列于表11中。

双侧线分壁精馏塔详细组分分离效果见表7。

表7双侧线分壁精馏塔分离结果详细表（实施例2）

本实施例中，能耗情况见表8。

表8双侧线分壁精馏塔流程能耗分析表（实施例2）

序号 设备 热负荷，千瓦 备注 1 塔顶冷凝器 20803   2 塔釜再沸器 16577   3 乙苯出料热量回收 -1867 发生0.4MPaG低压蒸汽 4 多乙苯出料热量回收 -596 发生0.4MPaG低压蒸汽   总计 34917  

【实施例3】

采用图2所示流程，其他条件同【实施例1】，改变双侧线分壁精馏塔的总 理论板数、隔板两侧的理论板数、进料位置、侧线抽出位置和回流比。

采用的双侧线分壁精馏塔有120块理论板，第一分壁段隔板两侧各有40块 理论板，中间段有15块理论板，第二分壁段隔板两侧各有30块理论板，第二 分壁段以下提馏段有10块理论板，回流比按重量计为0.95；进料11在第53块 塔盘进料，侧线乙苯的抽出位置为从塔顶向下数第39块理论板，侧线多乙苯的 抽出位置为从塔顶向下数第95块理论板。乙苯出料和多乙苯出料分别发生 0.4MPaG低压蒸汽，回收热量后后得到物流13和物流14。为了便于比较，操 作条件和分离结果也列于表11中。

本实施例流程的最终分离效果见表9。

表9双侧线分壁精馏塔分离结果详细表汇总（实施例3）

本实施例流程的能耗情况见表10。

表10双侧线分壁精馏塔流程能耗分析表（实施例3）

序号 设备 热负荷，千瓦 备注 1 塔顶冷凝器 20282   2 塔釜再沸器 16055   3 乙苯出料热量回收 -1865 发生0.4MPaG低压蒸汽 4 多乙苯出料热量回收 -596 发生0.4MPaG低压蒸汽   总计 33876  

【实施例1～3】的操作条件和分离结果汇总在表11中便于比较分析。

表11

实施例 1 2 3 总理论板数 110 100 120 第一分壁段理论板数 35 30 40 第二分壁段理论板数 25 25 30 第一分壁段以上精馏段理论板数 25 25 25 中间段理论板数 15 10 15 操作压力，kPa 490 490 490 进料位置 49 44 53 乙苯组分采出位置 39 38 39 多乙苯组分采出位置 90 80 95 回流比，wt% 0.9 1 0.95 塔顶苯组分浓度，wt% 99.18% 99.19% 99.19% 侧线乙苯组分浓度，wt% 99.95% 99.96% 99.97%

实施例 1 2 3 侧线多乙苯组分浓度，wt% 92.33% 92.35% 92.36% 塔釜重组分浓度，wt% 99.59% 99.62% 99.61% 塔顶热负荷，千瓦 19763 20803 20282 塔釜热负荷，千瓦 15537 16577 16055 回收热负荷，千瓦 -2462 -2463 -2461 总热负荷，千瓦 32838 34917 33876 总节能率 13% 8% 11%

【实施例1】为优选工况。采用一台双侧线分壁精馏塔代替于原流程中的苯 塔、乙苯塔、多乙苯塔，节省投资；在优化操作条件的情况下，总节能率达13%； 同时，在实施例所示的任一操作条件下，塔顶苯组分的纯度均高于99.16%，塔 侧线乙苯组分的纯度均不低于99.95%，塔侧线多乙苯组分的纯度均高于 92.21%，塔釜重组分的纯度均高于99.21%，分离效果均好于原工艺流程。