乙苯分离方法和乙苯生产方法以及用于生产乙苯的装置和采用该装置生产乙苯的方法与流程

本发明涉及一种乙苯的分离方法以及一种乙苯的生产方法，本发明还涉及一种用于生产乙苯的装置以及采用该装置生产乙苯的方法。
背景技术：
：乙苯是重要的化工原料，主要用于脱氢生产苯乙烯，少量的乙苯也用于溶剂、稀释剂以及生产二乙基苯等。在乙苯生产装置中，苯和乙烯在催化剂的作用下进行烷基化反应生成乙苯，同时生成二乙苯、三乙苯等多乙苯组分及少量重芳烃，再经过分离得到高纯度的乙苯产品。传统的乙苯分离技术一般由苯塔、脱轻组分塔、乙苯塔和多乙苯塔组成。含有轻组分、苯、乙苯、多乙苯及重组分的混合物首先进入苯塔，以回收反应过程中的过量苯。由苯塔塔顶分离出的苯循环回烷基化反应器，塔底物料进入乙苯塔进行分离。乙苯塔塔顶分离得到高纯度的乙苯产品(乙苯质量分数通常为＞99.9％)，塔底物料主要为多乙苯及重芳烃，再进入多乙苯塔，由塔顶分离出的多乙苯循环至烷基转移反应器进一步反应，而塔底得到的高沸点组分(如重芳烃等)可作为残油送出装置。通常将由苯塔塔顶分离出部分苯蒸汽送入脱轻组分塔，以脱除循环苯中的轻组分，避免其在循环苯中的聚集。分隔壁精馏塔通过在精馏塔内部设置一垂直分隔壁，将精馏塔主体分成位于分隔壁上方的公共精馏段、位于分隔壁下方的公共提馏段及位于分隔壁两侧的进料段和侧线出料段，对于需要两个常规精馏塔分离的三组分体系，在一个分隔壁精馏塔中即可完成。由于该设备能够将两塔或者三塔的分离任务合并到一塔，因此大大降低了设备投资费用。此外，由于高能量利用率，分隔壁精馏塔被广泛应用于分离三组分体系，在国内外都受到广泛的关注。随着采用分隔壁精馏塔分离各类物系研究的不断深入，分隔壁精馏塔在工业上的应用也越来越广。目前，分隔壁精馏塔在从重整生成油或加氢热解汽油中回收苯、苯与甲苯及二甲苯分离、四氢呋喃、丁酮与丁二醇、丙烯与丁烯、丙烯与己烯、环戊烷、环己烯等物质合成过程的分离等领域均有应用的报道。美国的UOP公司和中石化上海工程公司也分别尝试将分隔壁精馏塔应用于乙苯或异丙苯分离过程。US7525004披露了一种乙烯和苯烷基化生产乙苯的方法。该方法中，烷基化产物和烷基转移产物仍然首先进入采用常规精馏的苯塔，由塔顶和侧线分离出苯分别作为烷基化及烷基转移原料，而将苯塔塔底物料送入一台分隔壁精馏塔中，由分隔壁精馏塔塔顶得到乙苯产品，侧线分离出多乙苯循环至烷基转移反应器，塔底为富含重芳烃的残油。苯塔塔顶的操作压力为620-724kPa，温度为149-166℃；分隔壁精馏塔操作压力为103-241kPa，塔顶温度为88-104℃。US7525003公开了另一种通过乙烯和苯进行烷基化反应生产乙苯的方案。在该方案的产物分离过程中，烷基化产物及烷基转移产物首先进入一分隔壁精馏塔，由塔顶和分隔壁精馏塔上部侧线分离出苯，分别作为烷基化及烷基转移原料；由分隔壁精馏塔中部侧线分离出乙苯作为产品；分隔壁精馏塔塔底物料主要为多乙苯及重芳烃组分，送入多乙苯塔进行分离。多乙苯塔塔顶得到的多乙苯循环至烷基转移反应器，塔底产物作为残油送出装置。分隔壁精馏塔塔顶的操作压力为103-241kPa(绝压)，温度为88-104℃；多乙苯塔塔顶操作压力为21-23kPa，塔顶温度为121-138℃。US7498472公开了一种通过乙烯和苯进行烷基化反应生产乙苯的工艺。在该工艺中，烷基化产物及烷基转移产物仅由一个分隔壁精馏塔进行分离。由塔顶及分隔壁精馏塔上部侧线分离出苯，分别作为烷基化及烷基转移原料，由分隔壁精馏塔中部侧线分离出乙苯作为产品，由分隔壁精馏塔下部侧线分离出多乙苯，循环至烷基转移反应器，塔底产物作为残油送出装置。分隔壁精馏塔塔顶的操作压力为103-241kPa(绝压)，温度为88-104℃。US7713386披露了一种制备乙苯或异丙苯的装置。在该方案中，烷基化产物及烷基转移产物首先进入一分隔壁精馏塔，由塔顶和分隔壁精馏塔上部侧线分离出苯，分别作为烷基化及烷基转移原料循环至烷基化反应器和烷基转移反应器；由分隔壁精馏塔中部侧线分离出乙苯或异丙苯作为产品；分隔壁精馏塔塔底物料主要为多烷基苯组分，送入多烷基苯塔进行分离。多烷基苯塔塔顶得到的多烷基苯循环至烷基转移反应器，塔底产物作为残油送出装置。分隔壁精馏塔塔顶的操作压力为103-241kPa(绝压)，温度为88-104℃；多烷基苯塔塔顶操作压力为21-23kPa，塔顶温度为121-138℃。CN104027995A公开了一种利用双隔板分隔壁精馏塔分离苯、乙苯、多乙苯及重组分混合物的方法。双隔板分隔壁精馏塔是在精馏塔内部设置两段垂直隔板，将精馏塔从上往下分成第一分壁段以上的精馏段、第一分壁段、中间段、第二分壁段及第二分壁段 以下的提馏段五部分。烷基化反应产物进入分隔壁精馏塔后，由塔顶得到循环苯，第一分壁段侧线得到乙苯产品，第二分壁段侧线得到循环多乙苯，塔底为残油。该分隔壁精馏塔有90-130块理论板，操作压力为430-550kPa。这种结构的分隔壁精馏塔与US7498472中提出的分隔壁精馏塔相比，虽然可以提高侧线采出的多乙苯含量，但塔板数过多，增加了设备制造的困难；而且较高的操作压力也意味着塔釜无法使用高压蒸汽作为热源满足温度要求，进一步提高了设备费用。并且，目前分隔壁精馏塔技术虽然有效解决了传统乙烯和苯烷基化产物分离过程中能耗高的问题，但实际操作过程中发现，乙苯产品的总体纯度仍然有待于进一步提高。技术实现要素：本发明的目的在于对现有的采用分隔壁精馏塔的乙烯和苯烷基化产物分离工艺进行改进，以进一步提高乙苯产品的总体纯度。根据本发明的第一个方面，本发明提供了一种乙苯分离方法，该方法包括将一种混合物送入分隔壁精馏塔中进行精馏，所述混合物含有乙苯、苯和多乙苯，所述分隔壁精馏塔中的分壁段包括通过分隔壁邻接的进料段和中间组分侧线出料段，所述进料段包括进料口，所述中间组分侧线出料段包括中间组分侧线出料口，所述混合物通过所述进料口进入所述分隔壁精馏塔进行分离，从所述中间组分侧线出口采出乙苯，其中，所述进料段包括至少一个反应区，所述反应区具有至少一种烷基转移反应催化剂。根据本发明的第二个方面，本发明提供了一种乙苯生产方法，该方法包括烷基化反应步骤、分离步骤、可选的烷基转移反应步骤以及可选的多乙苯分离步骤，在所述烷基化反应步骤中，将乙烯与苯接触进行烷基化反应，得到含有乙苯、苯和多乙苯的混合物；在所述分离步骤中，采用本发明第一个方面所述的方法从所述混合物中分离出至少部分乙苯，可选地分离出至少部分苯和至少部分多乙苯，并可选地将部分塔釜物料送出分离步骤；在所述多乙苯分离步骤中，从由所述分离步骤输出的塔釜物料中分离出至少部分多乙苯；在烷基转移反应步骤中，将苯与多乙苯接触进行烷基转移反应，所述多乙苯来自于所述分离步骤和/或所述多乙苯分离步骤，至少部分苯可选地为所述分离步骤中由轻组分 侧线出口采出的苯。根据本发明的第三个方面，本发明提供了一种用于生产乙苯的装置，该装置包括烷基化反应单元、分离单元、可选的多乙苯分离单元以及可选的烷基转移反应单元，所述烷基化反应单元用于将乙烯与苯接触反应，得到含有苯、乙苯和多乙苯的混合物；所述分离单元用于从烷基化反应单元输出的混合物中分离出至少部分乙苯，可选地分离出多乙苯和苯，可选地将部分塔釜物料输出；所述多乙苯分离单元用于从分离单元输出的塔釜物料中分离出多乙苯；所述烷基转移反应单元用于将苯与多乙苯接触，进行烷基转移反应，所述多乙苯来自于所述分离单元和/或所述多乙苯分离单元；所述分离单元包括分隔壁精馏塔子单元，用于对所述混合物进行分离，所述分隔壁精馏塔的分壁段包括由分隔壁邻接的进料段以及产品出料段，所述进料段设置有用于将所述混合物引入该分隔壁精馏塔的进料口，所述产品出料段设置有用于采出乙苯的中间馏分侧线出口，所述分隔壁精馏塔可选地设置有用于采出苯的轻组分侧线出口以及用于采出多乙苯的重组分侧线出口，所述重组分侧线出口所处位置低于所述分隔壁的下端所处位置，所述轻组分侧线出口所处位置不低于所述分隔壁的上端所处位置，其中，所述进料段包括至少一个反应区，所述反应区具有烷基转移反应催化剂。根据本发明的第四个方面，本发明提供了一种生产乙苯的方法，该方法在本发明第三个方面所述的装置中进行，包括：将乙烯与苯在烷基化反应单元中接触反应，得到含有苯、乙苯和多乙苯的混合物；在分离单元中，从烷基化反应单元输出的混合物中分离出至少部分乙苯，可选地分离出多乙苯和苯，可选地将部分塔釜物料输出；在多乙苯分离单元中，从分离单元输出的塔釜物料中分离出多乙苯；在烷基转移反应单元中，将苯与多乙苯接触，进行烷基转移反应，所述多乙苯为分离单元分离出的至少部分多乙苯和/或多乙苯分离单元分离出的至少部分多乙苯。与传统的乙苯分离技术(通过苯塔、乙苯塔和多乙苯塔进行分离)相比，采用本发明的方法和装置对含有苯、乙苯和多乙苯的混合物进行分离，具有以下优点：分隔壁精馏塔在热力学上相当于一台完全热集成的精馏塔，通过在塔内设置分隔壁来实现热集成操作，使用一台分隔壁精馏塔即可完成传统分离技术所需两台精馏塔才能完成的三组分 物系的分离，不但节省了设备投资，而且大幅降低了能耗。与普通的分隔壁精馏塔相比，本发明通过在分隔壁精馏塔内分隔壁一侧的进料段中设置烷基转移反应催化剂，能有效地提高乙苯产品的纯度。附图说明附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。图1用于说明本发明的乙苯分离方法。图2用于说明本发明的乙苯生产装置和生产方法。附图标记说明1：含有苯、乙苯和多乙苯的混合物21：第一反应区22：第二反应区3：分隔壁4：乙苯5：多乙苯51：用于循环的多乙苯6：苯7：塔顶物流8：塔釜物料81：用于再沸的塔釜物料82：用于输出的塔釜物料9：冷却器10：塔顶物流回流罐11：苯蒸汽和轻组分12：塔顶物流回流泵13：回流苯14：循环苯15：再沸器具体实施方式根据本发明的第一个方面，本发明提供了一种乙苯分离方法，包括将一种混合物送入分隔壁精馏塔中进行精馏。所述混合物含有乙苯、苯和多乙苯。所述混合物的组成随该混合物的来源而定。一般地，以所述混合物的总量为基准，苯的含量可以为40-70重量％，优选为50-65重量％，如55-65重量％；乙苯的含量可以为20-50重量％，优选为22-40重量％，如25-35重量％；多乙苯的含量可以为2-25重量％，优选为5-13重量％，如7-10重量％。所述多乙苯是指二乙苯和三乙苯。根据来源的不同，所述混合物还可以含有一些重组分，所述重组分一 般为四乙苯或沸点高于四乙苯的成分(如重芳烃)。以所述混合物的总量为基准，所述重组分的含量一般为0.1-1重量％，如0.2-0.5重量％。所述混合物具体可以为将乙烯与苯接触进行烷基化反应而得到的反应混合物和/或将多乙苯与苯接触进行烷基转移反应而得到的混合物。对于将乙烯与苯接触反应制备乙苯的具体工艺条件以及将多乙苯与苯接触反应制备乙苯的具体工艺条件，将在下文进行详细说明，此处不再详述。所述分隔壁精馏塔的内部空间包括精馏段、分壁段和提馏段，所述精馏段位于所述分壁段的上方，所述提馏段位于所述分壁段的下方。所述分壁段是指具有分隔壁的空间。所述分壁段包括通过分隔壁邻接的进料段和中间组分侧线出料段，所述进料段包括进料口，用于接纳所述混合物，并使所述混合物在进料段中进行预分离。所述分隔壁为两侧分别固定在精馏塔的内壁上的板，一般地，所述分隔壁通过所述精馏塔的中轴线，以使得进料段和中间组分侧线出料段为容积相同或基本相同的两个空间。所述进料段和所述中间组分侧线出料段的上下两端均为开放。所述中间组分侧线出料段包括中间组分侧线出料口，从所述中间组分侧线出料口采出乙苯。根据本发明的分隔壁精馏塔，所述进料段还包括至少一个反应区，所述反应区具有至少一种烷基转移反应催化剂。所述反应区是指进料段中具有(装填有)烷基转移反应催化剂的空间。通过在进料段设置反应区能有效地提高乙苯的纯度，同时还能有效地抑制由于进料组成和/或精馏塔操作条件波动对乙苯纯度的影响。所述反应区的数量为一个以上。优选地，所述进料段包括第一反应区和第二反应区，所述第一反应区与所述第二反应区沿所述进料段的纵向(即，分隔壁精馏塔的轴向)由上至下依次设置。优选地，所述第一反应区的下端所处位置不低于所述进料口，所述第二反应区的上端所处位置不高于所述第一反应区的下端所处位置。所述第一反应区的下端与所述第二反应区的上端可以为相接，也可以为存在间隔。从进一步提高采出的乙苯的纯度稳定性的角度出发，所述第一反应区下端所处位置的理论塔板数为tR1L，所述第二反应区上端所处位置的理论塔板数为tR2U，所述进料口所处位置的理论塔板数为tI，tR1L/tI为0.8-1，优选为0.9-1，更优选为0.95-0.98，进一步优选为0.96-0.97；tR2U/tI为1-1.2，优选为1-1.1，更优选为1-1.05，最优选为1。作为一个优选的实例，所述进料口所处位置的理论塔板数与所述第一反应区下端所处位置的理论塔板数的差值为1(即，所述第一反应区下端所处位置比所述进料口所处位置低一块理论塔板)，所述第二反应区上端所处位 置的理论塔板数与所述进料口所处位置的理论塔板数相同。本发明中，理论塔板数是以精馏塔的塔顶作为起始位置(计为1)，向下数的理论塔板数。本发明中，所处位置的高低是以精馏塔的塔底作为基准的相对位置。所述第一反应区的上端所处位置以及所述第二反应区的下端所处位置可以根据进料段的高度进行选择。优选地，所述第一反应区上端所处位置的理论塔板数为tR1U，所述第二反应区下端所处位置的理论塔板数为tR2L，所述进料口所处位置的理论塔板数为tI，tR1U/tI＝0.7-0.9，tR2L/tI＝1.1-1.5，这样能在采出的乙苯的纯度稳定性以及运行成本之间获得良好的平衡。优选地，tR1U/tI＝0.8-0.9，tR2L/tI＝1.2-1.4。更优选地，tR2L/tI＝1.25-1.35。从进一步提高采出的乙苯的纯度稳定性的角度出发，所述第二反应区的理论塔板数(即，由第二反应区上端至第二反应区下端所限定的区间的理论塔板数)优选不小于第一反应区的理论塔板数(即，由第一反应区的上端至第一反应区下端所限定的区间的理论塔板数)。更优选地，所述第二反应区的理论塔板数为第一反应区的理论塔板数的2-3倍。所述烷基转移反应催化剂可以为常见的对烷基转移反应具有催化作用的催化剂。从操作便捷性的角度出发，所述烷基转移反应催化剂选自对烷基转移反应具有催化作用的固体酸催化剂。具体地，所述烷基转移反应催化剂可以为分子筛和/或负载型固体酸催化剂，优选为分子筛。所述分子筛的具体实例可以包括但不限于八面沸石、丝光沸石、L型沸石、ZSM-5分子筛、ZSM-20分子筛、β分子筛、MCM-22分子筛、MCM-36分子筛、MCM-49分子筛、MCM-56分子筛和Y分子筛。优选地，所述分子筛为Y分子筛。所述分子筛可以为分子筛原粉，也可以为成型分子筛。对于成型分子筛，还可以包括作为粘结剂的至少一种载体。所述载体可以为常规选择，如耐热无机氧化物。具体地，所述载体可以选自氧化铝、氧化硅、氧化镁和氧化钛。所述载体的含量可以根据具体的使用要求来确定，只要最终的成型分子筛的催化活性和强度满足使用要求即可。优选地，以成型分子筛的总量为基准，所述分子筛的含量可以为30-95重量％，优选为50-90重量％，更优选为70-80重量％；所述耐热无机氧化物的含量可以为5-70重量％，优选为10-50重量％，更优选为20-30重量％。所述负载型固体酸催化剂可以为负载有超强酸和/或杂多酸的负载型固体酸催化剂。所述超强酸可以为布朗斯特超酸、路易斯超酸、共轭布朗斯特-路易斯超酸以及固体超酸。 所述超强酸的具体实例可以包括但不限于HSO3Cl、HSO3F、HSO3CF3、H2SO4·SO3、H2SO4·B(OH)3、HSO3F·SbF5、TiO2·H2SO4和ZrO2·H2SO4。所述杂多酸的具体实例可以包括但不限于磷钨酸、磷钼酸、硅钨酸、硅钼酸和磷钼钨酸。所述负载型固体酸催化剂中酸的含量可以为常规选择，一般随酸种类的不同而定，本发明对此没有特别限定。所述烷基转移反应催化剂可以商购得到，也可以采用常规方法制备，本文不再详述。可以将所述烷基转移反应催化剂以各种形式置于进料段中，从而形成所述反应区。具体地，可以将所述烷基转移反应催化剂以捆包(即，将烷基转移反应催化剂置于袋装容器中)的形式置于进料段中，也可以将所述烷基转移反应催化剂以散堆的形式置于进料段中，还可以将所述烷基转移催化剂制成整体式催化剂放置在进料段，另外也可以将所述烷基转移催化剂设置在分隔壁上(例如，将烷基转移催化剂以涂层的形式设置在分隔壁上)。上述方式可以单独使用，也可以将两种以上方式组合使用。所述烷基转移反应催化剂的装填量可以根据分隔壁精馏塔的处理量进行选择。一般地，相对于所述混合物的进料量，所述烷基转移反应催化剂的重时空速可以为2-120h-1，优选为5-95h-1，更优选为10-40h-1，例如可以为15-25h-1。根据本发明的方法，由中间组分侧线出口采出的乙苯的纯度为99.9重量％以上，如99.92重量％以上。采用分隔壁精馏塔对所述混合物进行分离，在能分离出乙苯的同时，还能分离出苯和/或多乙苯。根据本发明的方法，可以通过所述分隔壁精馏塔的重组分侧线出口将分离出的多乙苯采出。所述重组分侧线出口位于提馏段，即所述重组分侧线出口所处位置不高于所述分隔壁的下端所处位置。从进一步提高多乙苯的纯度的角度出发，所述重组分侧线出口所处位置的理论塔板数为tH，所述分隔壁下端所处位置的理论塔板数为t2L，tH/t2L优选为1-5，更优选为1-3.5，进一步优选为1-2，更进一步优选为1-1.5，特别优选为1.05-1.2，最优选为1.05-1.15，如1.1。从所述重组分侧线出口采出的多乙苯的量可以为常规选择。根据本发明的方法，调节从所述重组分侧线出口采出的多乙苯的量，使得塔釜物料中二乙苯的含量为50-90重量％，这样能将分隔壁精馏塔的塔釜温度控制在适宜的范围内。优选地，调节从所述重组分侧线出口采出的多乙苯的量，使得塔釜物料中二乙苯的含量为50-90重量％，优选为60-85重量％，例如65-80重量％。根据本发明的方法，由重组分侧线出口采出的多乙苯的纯度为95重量％以上。由所述重组分侧线出口采出的多乙苯可以输出，也可以送入烷基转移反应单元中与苯接触，进行烷基转移反应，以生产更多的乙苯。根据本发明的方法，优选将至少部分由所述重组分侧线出口采出的多乙苯与所述混合物一起送入所述分隔壁精馏塔中，以进一步提高采出的乙苯的纯度。优选地，以由所述多乙苯侧线出口采出的多乙苯的总量为基准，循环送入所述分隔壁精馏塔的多乙苯的量为0.5-30重量％。更优选地，以由所述多乙苯侧线出口采出的多乙苯的总量为基准，循环送入所述分隔壁精馏塔的多乙苯的量为1-20重量％。进一步优选地，以由所述多乙苯侧线出口采出的多乙苯的总量为基准，循环送入所述分隔壁精馏塔的多乙苯的量为0.8-15重量％。更进一步优选地，以由所述多乙苯侧线出口采出的多乙苯的总量为基准，循环送入所述分隔壁精馏塔的多乙苯的量为1-10重量％。可以将分离出的多乙苯与所述混合物一起送入分隔壁精馏塔中。除循环送入分隔壁精馏塔的多乙苯之外，由重组分侧线出口采出的剩余多乙苯可以送入烷基转移反应单元中和/或输出。根据本发明的方法，分离出的苯可以单独采出，也可以不采出，而是与其余轻组分一起作为塔顶物流输出。在将分离出的苯单独采出时，可以通过分隔壁精馏塔的轻组分侧线出口采出苯。所述轻组分侧线出口位于精馏段中，轻组分侧线出口所处位置高于所述分隔壁的上端所处位置。从进一步提高采出的苯的纯度的角度出发，所述轻组分侧线出口所处位置的理论塔板数为tL，所述分隔壁上端所处位置的理论塔板数为t2U，tL/t2U优选为0.05-0.95，更优选为0.1-0.9，进一步优选为0.2-0.6，更进一步优选为0.3-0.4。从所述轻组分侧线出口采出的苯可以送入烷基转移反应单元中与多乙苯接触反应，也可以循环送入烷基化反应单元中与乙烯反应，还可以为上述两种方式的组合。优选地，将至少部分从所述轻组分侧线出口采出的苯送入烷基转移反应单元中。根据本发明的方法，由所述轻组分侧线出口采出的苯的纯度为99.5重量％以上，水的质量含量为不高于100ppm。由所述分隔壁精馏塔的塔顶得到的塔顶物流含有苯以及少量其它轻组分。可以采用常规方法对塔顶物流进行冷却，例如与水进行换热，从而将塔顶物流冷却，同时产生低压蒸汽(压力一般为0.02-0.5MPa，如0.03-0.2MPa或者0.04-0.1MPa)。塔顶物流经冷却后，可以将至少部分经冷却的塔顶物流循环送入分隔壁精馏塔中作为回流苯和/或作为循环苯送入烷基化反应单元中作为反应原料。所述分隔壁精馏塔的塔釜物料含有多乙苯以及一些重组分。塔釜物料可以送入多乙苯分离单元中进一步进行分离，以分离出至少部分多乙苯，分离出的多乙苯可以输出，也可以送入烷基转移反应单元中进行烷基转移反应，以增加乙苯的产量。根据本发明的方法，所述分隔壁精馏塔中，分壁段、精馏段以及提馏段的理论塔板数可以根据进行分离的混合物的组成进行选择。一般地，所述分壁段的理论塔板数为t2，位于所述分壁段下方的提馏段的理论塔板数为t1，位于所述分壁段上方的精馏段的理论塔板数为t3，所述分隔壁精馏塔的总理论塔板数为t，t1/t可以为0.1-0.6，优选为0.15-0.5，更优选为0.2-0.3；t2/t可以为0.1-0.8，优选为0.2-0.7，更优选为0.4-0.6；t3/t可以为0.1-0.6，优选为0.15-0.5，更优选为0.2-0.3。根据本发明的方法，分隔壁精馏塔的总理论塔板数可以为常规选择。根据本发明的方法通过在进料段设置反应区，使得分隔壁精馏塔具有更高的分离效率，因此无需过多的塔板数，即可有效地提高分离出的乙苯的纯度和纯度稳定性。根据本发明的方法，所述分隔壁精馏塔的理论塔板数可以为30-90，优选为40-80，更优选为50-75，进一步优选为60-70。根据本发明的方法重点关注在分隔壁精馏塔的进料段中设置反应区，从而提高并稳定分离出的乙苯的纯度，对于本文没有述及的分隔壁精馏塔的其它参数，本领域技术人员可以理解的是本发明对于这些参数没有特别限定，可以采用本领域的常规选择。根据本发明的方法，以绝压计，所述分隔壁精馏塔的塔顶压力可以为142-420kPa，优选为150-380kPa，更优选为200-360kPa，进一步优选为260-350kPa。所述分隔壁精馏塔的塔底温度可以为225-275℃，优选为235-265℃。根据本发明的方法，在不通过轻组分侧线出口采出苯时，以重量百分比计，塔顶的回流比可以为0.8-3，优选为0.85-2，更优选为1-1.5。根据本发明的方法，在通过轻组分侧线出口采出苯时，可以根据采出苯的量对回流比进行调整。在本发明方法的一个优选实施方式中，以进入分隔壁精馏塔进行分离的混合物中苯的总量为基准，通过轻组分侧线出口采出的苯的量为10-70重量％，优选为10-35重量％，以重量百分比计，塔顶的回流比可以为1-10，优选为1.5-5，更优选为1.5-3。图1示出了采用本发明的方法对含有苯、乙苯和多乙苯的混合物进行分离的一种优选工艺流程。如图1所示，将含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1送入分隔壁精馏塔的进料段中，进行预分离，向上的物流在向上移动的过程中通过第一反应区21；向下的物流 则通过第二反应区22。通过设置在分隔壁3另一侧的中间组分侧线出料段的中间组分出口采出乙苯4；通过重组分侧线出口采出多乙苯5，采出的多乙苯中的一部分51与含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1一起循环送入分隔壁精馏塔中进行分离，剩余的多乙苯可以与苯接触，进行烷基转移反应，以增产乙苯。可选地，通过轻组分侧线出口采出苯6。从分隔壁精馏塔的塔顶输出的塔顶物流7进入冷却器9中进行冷却后进入塔顶物流回流罐10中。其中，排出部分苯蒸汽和轻组分11，以降低回流苯的杂质含量。塔顶物流回流罐10中的物料经塔顶回流泵12增压后，分成回流苯13和循环苯14，其中，回流苯13返回分隔壁精馏塔中，循环苯14作为烷基化反应的原料与乙烯接触，进行烷基化反应。分隔壁精馏塔的塔釜输出的塔釜物料8，一部分塔釜物料81进入再沸器15中进行再沸后，返回塔釜中作为加热介质，另一部分塔釜物料82送出分隔壁精馏塔进行分离，得到多乙苯，分离出的多乙苯可以与苯接触，进行烷基转移反应。根据本发明的方法可用于对各种需要对含有苯、乙苯和多乙苯的混合物进行分离的场合，特别适用于由乙烯和苯制备乙苯的工艺流程。耦合了本发明的乙苯分离方法的乙苯工艺流程，能以更低的能耗获得纯度更高的乙苯。根据本发明的第二个方面，本发明提供了一种乙苯生产方法，该方法包括烷基化反应步骤、分离步骤、可选的烷基转移反应步骤以及可选的多乙苯分离步骤。在烷基化反应步骤中，将乙烯与苯接触进行烷基化反应，得到含有乙苯、苯和多乙苯的混合物。在烷基化反应步骤中，可以在烷基化反应条件下将乙烯与苯接触反应，从而得到含有苯、乙苯以及多乙苯的混合物。具体地，可以在100-400℃、优选150-350℃、更优选180-300℃的温度(反应器进口温度)下将乙烯与苯接触。以表压计，进行接触时的压力(反应器出口压力)可以为0.1-10MPa，优选为1-5MPa，更优选为2-4MPa。苯与乙烯接触时，苯通常以超过化学计量比的量使用。一般地，苯与乙烯的摩尔比可以为1-15：1，优选为2-10：1，更优选为2-8：1，进一步优选为3-6：1。乙烯与苯可以在对烷基化反应具有催化作用的烷基化反应催化剂的存在下进行接触。所述烷基化反应催化剂具体可以为选自对烷基化反应具有催化作用的固体酸催化剂。具体地，所述烷基化反应催化剂可以为分子筛和/或负载型固体酸催化剂。优选地，所述烷基化反应催化剂为分子筛。所述分子筛的具体实例可以包括但不限于八面沸石、丝光沸石、L型沸石、ZSM-5 分子筛、ZSM-11分子筛、ZSM-20分子筛、β分子筛、MCM-22分子筛、MCM-36分子筛、MCM-49分子筛和MCM-56分子筛。所述分子筛可以为分子筛原粉，也可以为成型分子筛。对于成型分子筛，还可以包括作为粘结剂的至少一种载体。所述载体可以为常规选择，如耐热无机氧化物。具体地，所述载体可以选自氧化铝、氧化硅、氧化镁和氧化钛。所述载体的含量可以根据具体的使用要求来确定，只要最终的成型分子筛的催化活性和强度满足使用要求即可。优选地，以成型分子筛的总量为基准，所述分子筛的含量可以为30-95重量％，优选为50-90重量％，更优选为70-80重量％；所述耐热无机氧化物的含量可以为5-70重量％，优选为10-50重量％，更优选为20-30重量％。所述负载型固体酸催化剂可以为负载有超强酸和/或杂多酸的负载型固体酸催化剂。所述超强酸可以为布朗斯特超酸、路易斯超酸、共轭布朗斯特-路易斯超酸以及固体超酸。所述超强酸的具体实例可以包括但不限于HSO3Cl、HSO3F、HSO3CF3、H2SO4·SO3、H2SO4·B(OH)3、HSO3F·SbF5、TiO2·H2SO4和ZrO2·H2SO4。所述杂多酸的具体实例可以包括但不限于磷钨酸、磷钼酸、硅钨酸、硅钼酸和磷钼钨酸。所述负载型固体酸催化剂中酸的含量可以为常规选择，一般随酸种类的不同而定，本发明对此没有特别限定。烷基化反应可以在常见的反应器中进行，优选在固定床反应器中进行。在固定床反应器中，所述烷基化反应催化剂的装填量可以根据反应器的处理量进行选择。一般地，相对于苯的进料量，烷基化反应催化剂的重时空速可以为1-10h-1，优选为1-5h-1，更优选为2-4h-1。在分离步骤中，采用本发明第一个方面所述的方法从所述混合物中分离出至少部分乙苯，可选地分离出至少部分苯和至少部分多乙苯，并可选地将部分塔釜物料送出分离步骤。在多乙苯分离步骤中，从由所述分离步骤输出的塔釜物料中分离出至少部分多乙苯。可以采用常规方法从塔釜物料中分离出多乙苯。一般地，可以采用精馏的方法对塔釜物料进行分离，从而分离出其中的至少部分多乙苯。精馏塔的分离条件可以根据塔釜物料的组成进行选择。具体地，所述精馏塔的塔顶压力可以为10-90kPa(绝压)，优选为15-80kPa(绝压)；塔底温度可以为200-260℃，优选为210-250℃。多乙苯分离步骤分离出的多乙苯可以输出，也可以将至少部分多乙苯送入烷基转移步骤中与苯接触反应，从而生产更多的乙苯，还可以为上述两种方式的组合。在烷基转移反应步骤中，将苯与多乙苯接触进行烷基转移反应，以制备乙苯。所述多乙苯来自于所述分离步骤分离出的多乙苯，还可以包括多乙苯分离步骤分离出的至少部分多乙苯。在烷基转移反应步骤中，所述苯可以为分离步骤中从轻组分侧线出口采出的苯和/或新鲜苯。优选地，至少部分苯为分离步骤中从轻组分侧线出口采出的苯。在烷基转移反应步骤中，苯与多乙苯接触反应的条件可以为常规选择。一般地，苯与多乙苯的重量比可以为1-10：1，优选为2-8：1，更优选为3-6：1。接触反应可以在温度(进口温度)为100-400℃、优选为120-300℃、更优选为150-200℃且压力(表压，出口压力)为0.1-10MPa、优选为1-5MPa、更优选为2-3MPa的条件下进行。相对于苯的进料量，烷基转移反应催化剂的重时空速可以为0.1-10h-1，优选为1-5h-1，更优选为1.5-3h-1。在烷基转移反应步骤中，苯与多乙苯的接触优选在烷基转移反应催化剂的存在下进行。所述烷基转移反应催化剂的种类可以为前文对分隔壁精馏塔中的烷基转移反应催化剂进行描述时所提及的烷基转移反应催化剂，此处不再详述。烷基转移反应步骤得到混合物含有苯、乙苯以及多乙苯，可以送入所述分离步骤中进行分离，从而得到乙苯产品。采用本发明的方法生产乙苯，一方面能获得高纯度的乙苯，另一方面还能获得更高的乙苯收率。根据本发明的第三个方面，本发明提供了一种用于生产乙苯的装置，如图2所示，该装置包括烷基化反应单元、分离单元、可选的多乙苯分离单元以及可选的烷基转移反应单元。所述烷基化反应单元用于将乙烯与苯接触反应，得到含有苯、乙苯和多乙苯的烷基化反应混合物。所述烷基化反应单元可以包括至少一个固定床反应器，用于将乙烯与苯在烷基化反应催化剂的存在下接触反应，得到含有苯、乙苯和多乙苯的混合物。将乙烯与苯接触反应以制备乙苯的条件在前文已经进行了详细的说明，此处不再详述。所述分离单元用于从烷基化反应单元以及可选的烷基转移反应单元输出的烷基化反应混合物中分离出至少部分乙苯，可选地分离出多乙苯和苯，可选地将部分塔釜物料输出。所述分离单元包括分隔壁精馏塔子单元，用于对所述混合物进行分离，所述分隔壁精馏塔的分壁段包括由分隔壁邻接的进料段以及产品出料段，所述进料段设置有用于将所述混合物引入该分隔壁精馏塔的进料口，所述产品出料段设置有用于采出乙苯的中间 馏分侧线出口，所述分隔壁精馏塔可选地设置有用于采出苯的轻组分侧线出口以及用于采出多乙苯的重组分侧线出口，所述重组分侧线出口所处位置不高于所述分隔壁的下端所处位置，所述轻组分侧线出口所处位置高于所述分隔壁的上端所处位置，其中，所述进料段包括至少一个反应区，所述反应区具有烷基转移反应催化剂。所述分隔壁精馏塔的具体构造与本发明第一个方面描述的分隔壁精馏塔相同，此处不再详述。所述分离单元还可以包括多乙苯循环子单元，用于将分隔壁精馏塔分离出的至少部分多乙苯与从烷基化反应单元输出的混合物一起送入分隔壁精馏塔中。所述多乙苯分离单元用于从分离单元输出的塔釜物料中分离出多乙苯。所述多乙苯分离单元可以包括至少一个精馏塔，从而对塔釜物料进行分离，得到多乙苯。从塔釜物料中通过精馏分离多乙苯的条件在前文第二部分的乙苯生产方法部分已经进行了详细的说明，此处不再详述。所述烷基转移反应单元用于将苯与多乙苯接触，进行烷基转移反应，所述多乙苯来自于所述分离单元和/或所述多乙苯分离单元。所述烷基转移反应单元可以具有至少一个固定床反应器，用于将苯与多乙苯在烷基转移催化剂的存在下进行烷基转移反应。所述烷基转移反应单元使用的苯可以为分离单元中通过轻组分侧线出口从分隔壁精馏塔采出的苯和/或新鲜苯。优选地，至少部分苯为分离单元中通过轻组分侧线出口从分隔壁精馏塔采出的苯。将苯与多乙苯在烷基转移反应催化剂的存在下进行烷基转移反应的条件在前文乙苯生产方法部分已经进行了详细的说明，此处不再详述。所述烷基转移反应单元得到的混合物为含有苯、乙苯和多乙苯的混合物，可以送入分离单元中进行分离，从而得到乙苯产品。根据本发明的装置，还包括苯循环单元，用于将分离单元输出的至少部分苯进行精制，脱除其中的水及轻组分后送入烷基化反应单元和/或烷基转移反应单元。根据本发明的第四个方面，本发明提供了一种生产乙苯的方法，该方法在根据本发明第三个方面所述的装置中进行，包括：将乙烯与苯在烷基化反应单元中接触反应，得到含有苯、乙苯和多乙苯的混合物；在分离单元中，从烷基化反应单元输出的混合物中分离出至少部分乙苯，可选地分离出多乙苯和苯，可选地将部分塔釜物料输出；在多乙苯分离单元中，从分离单元输出的塔釜物料中分离出多乙苯；在烷基转移反应单元中，将苯与多乙苯接触，进行烷基转移反应，所述多乙苯为分 离单元分离出的至少部分多乙苯和/或多乙苯分离单元分离出的至少部分多乙苯。根据本发明第四个方面的方法，烷基化反应、烷基化反应得到的混合物的分离、多乙苯的分离以及烷基转移反应的条件在前文分别进行了详细的说明。此处不再详述。以下通过实施例对本发明作进一步说明，但并不因此限制本发明的范围。对比例1本对比例采用传统方法分离乙苯，具体工艺流程如下。分离装置由苯塔、乙苯塔和多乙苯塔组成。以40万吨/年乙苯装置的分离单元为基准，对组成如表1所示的烷基反应单元输出的混合物进行分离，进料量为162662kg/h。各塔的操作条件和分离出的苯的质量百分数(即，苯的纯度，下同)、乙苯的质量百分数(即，乙苯的纯度，下同)和多乙苯的质量百分数(即，多乙苯的纯度，下同)在表2中列出，分离单元的能耗在表3中列出。含有轻组分、苯、乙苯、多乙苯及重组分的混合物首先进入苯塔(进料位置的理论塔板数为20)进行分离，由苯塔塔顶分离出苯(采出苯量为97950kg/h，水的质量含量184ppm)。苯塔的塔底物料进入乙苯塔(进料位置的理论塔板数为25)进行分离，由乙苯塔塔顶分离得到乙苯产品(采出乙苯量为50010kg/h)。乙苯塔的塔底物料进入多乙苯塔，由乙苯塔的塔顶分离得到多乙苯(采出多乙苯量为4942kg/h)。表1进料组成(质量分数)水苯前非芳组分苯甲苯乙苯二乙苯三乙苯四乙苯丁苯重芳烃*111ppm0.0040.598248ppm0.3070.080.00674ppm0.0030.002*：沸点高于四乙苯的芳烃组分表2苯塔乙苯塔多乙苯塔塔顶操作压力，kPa(绝压)60021030理论塔板数384515塔底温度，℃230226228塔底再沸器热负荷，kW1381069141220塔顶冷却器热负荷，kW1672793002112塔顶苯质量百分数，wt％99.3--塔顶乙苯质量百分数，wt％-99.85-塔顶多乙苯质量百分数，wt％--96.3表3单位每小时耗量每吨产品耗量每吨乙苯的能耗消耗高压饱和蒸汽吨46.750.9353445发生低压蒸汽吨－41.20－0.824－1897.5综合能耗兆焦--1547.5实施例1-6用于说明本发明。实施例1本实施例采用的分离装置包括一个分隔壁精馏塔和一个多乙苯塔。采用图1所示分隔壁精馏塔，以40万吨/年乙苯装置的分离单元为基准，对原料组成如表1所示的物料进行分离，进料量为162662kg/h。分隔壁精馏塔共有60块理论塔板，由上至下依次为精馏段、分壁段和提馏段，塔内分隔壁3的上端位于第15块塔板处，下端位于第45块塔板处。烷基转移反应区21位于进料位置上方第20块塔板至第24块塔板之间，烷基转移反应区22位于进料位置下方第25块塔板至第33块塔板之间。进料口位于第25块塔板处，中间组分侧线出口位于第25块塔板处，轻组分侧线出口位于第5块塔板处，重组分侧线出口位于第50块塔板处。烷基转移催化剂的活性组分为Y分子筛，载体为Al2O3(以催化剂的总量为基准，Y分子筛的含量为80重量％)。催化剂以捆包型式置于塔板上。含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1从进料口进入分隔壁精馏塔进行分离(相对于混合物1的进料量，烷基转移催化剂的重时空速为15h-1)，从中间组分侧线出口采出乙苯(采出乙苯量为50010kg/h)。由塔顶分离出的物流蒸汽经冷却器9冷却产生低压蒸汽(低压蒸汽的压力为0.04MPa)后进入塔顶回流罐10。塔顶回流泵12将部分回流苯13(回流苯量为209760kg/h)送入分隔壁精馏塔；剩余作为循环苯14(循环苯的量为10925kg/h，水的质量含量为1370ppm)输出。通过轻组分侧线出口采出苯(采出苯量为87025kg/h，水的质量含量为36ppm)，通过重组分侧线出口采出多乙苯(采出多乙苯量为9500kg/h)。将通过重组分侧线出口采出的部分多乙苯与原料一起通过进料口一起循环送入分隔壁精馏塔中(循环的多乙苯的量为500kg/h)。将塔釜物料(塔釜物料的采出量为5702kg/h，以塔釜物料的总量为基准，二乙苯的含量为70重量％)送入多乙苯塔(多乙苯塔与对比例1相同)中进行分离。分隔壁精馏塔以及多乙苯塔的操作参数以及采出的苯、乙苯和多乙苯的质量分数如表4所示，分离单元的能耗如表5所示。表4分隔壁精馏塔多乙苯塔塔顶操作压力，kPa(绝压)28030理论塔板数6015塔底温度，℃240226塔底再沸器热负荷，kW15424471塔顶冷却器热负荷，kW23216827塔顶苯的质量百分数，wt％98.0-侧线苯的质量百分数，wt％99.4-侧线乙苯的质量百分数，wt％99.92-侧线多乙苯的质量百分数，wt％95.45-塔顶多乙苯的质量百分数，wt％-96.3表5单位每小时耗量每吨产品耗量每吨乙苯的能耗消耗高压饱和蒸汽吨33.860.6772495.3发生低压蒸汽吨－36.19－0.724－1666.8综合能耗兆焦--828.5对比例2本对比例与实施例1的区别在于，分隔壁精馏塔的进料段中不装填烷基转移催化剂。含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1从进料口进入分隔壁精馏塔进行分离，从中间组分侧线出口采出乙苯(采出乙苯量为50010kg/h)。由塔顶分离出的物流蒸汽经冷却器9冷却产生低压蒸汽(低压蒸汽的压力为0.04MPa)后进入塔顶回流罐10。塔顶回流泵12将部分回流苯13(回流苯量为209760kg/h)送入分隔壁精馏塔；剩余作为循环苯14(循环苯的量为10925kg/h，水的质量含量为1385ppm)输出。通过轻组分侧线出口采出苯(采出苯量为87025kg/h，水的质量含量为36ppm)，通过重组分侧线出口采出多乙苯(采出多乙苯量为9500kg/h)。将通过重组分侧线出口采出的部分多乙苯与原料一起通过进料口一起循环送入分隔壁精馏塔中(循环的多乙苯的量为500kg/h)。将塔釜物料(塔釜物料的采出量为5702kg/h，以塔釜物料的总量为基准，二乙苯的含量为73重量％)送入多乙苯塔(多乙苯塔与对比例1相同)中进行分离。分隔壁精馏塔以及多乙苯塔的操作参数以及采出的苯、乙苯和多乙苯的纯度如表6所示。表6分隔壁精馏塔多乙苯塔塔顶操作压力，kPa(绝压)28030理论塔板数6015塔底温度，℃240226塔底再沸器热负荷，kW15424385塔顶冷却器热负荷，kW22861692塔顶苯的质量百分数，wt％98.0-侧线苯的质量百分数，wt％99.4-侧线乙苯的质量百分数，wt％99.85-侧线多乙苯的质量百分数，wt％95.4-塔顶多乙苯的质量百分数，wt％-96.3将实施例1与对比例1进行比较可以看出，通过采用本发明的方法对含有苯、乙苯和多乙苯的混合物进行分离，能明显降低分离能耗；并且，分离出的乙苯的纯度能达到99.9重量％以上。将实施例1与对比例2进行比较可以看出，通过在分隔壁精馏塔的进料段中设置反应区，能获得更高纯度的乙苯，例如纯度为99.9重量％以上的乙苯。实施例2采用与实施例1相同的工艺流程和条件对与实施例1相同的原料进行分离，不同的是，轻组分侧线采出苯量不同。具体工艺流程如下。含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1从进料口进入分隔壁精馏塔进行分离，从中间组分侧线出口采出乙苯(采出乙苯量为50010kg/h)。由塔顶分离出的物流蒸汽经冷却器9冷却产生低压蒸汽(低压蒸汽的压力为0.04MPa)后进入塔顶回流罐10。塔顶回流泵12将部分回流苯13(回流苯量为157737kg/h)送入分隔壁精馏塔；剩余作为循环苯14(循环苯量为67990kg/h，水的质量含量252ppm)输出。通过轻组分侧线出口采出苯(采出苯量为30000kg/h，水的质量含量为32ppm)，通 过重组分侧线出口采出多乙苯(采出多乙苯量为9500kg/h)。将通过重组分侧线出口采出的部分多乙苯与原料一起通过进料口一起循环送入分隔壁精馏塔中(循环的多乙苯的量为500kg/h)。将塔釜物料(塔釜物料的采出量为5662kg/h，以塔釜物料的总量为基准，二乙苯的含量为70重量％)送入多乙苯塔(多乙苯塔与对比例1相同)中进行分离。分隔壁精馏塔以及多乙苯塔的操作参数以及采出的苯、乙苯和多乙苯的纯度如表7所示。表7分隔壁精馏塔多乙苯塔塔顶操作压力，kPa(绝压)28030理论塔板数6015塔底温度，℃241226塔底再沸器热负荷，kW15526467塔顶冷却器热负荷，kW23328820塔顶苯的质量百分数，wt％99.1-侧线苯的质量百分数，wt％99.4-侧线乙苯的质量百分数，wt％99.92-侧线多乙苯的质量百分数，wt％95.45-塔顶多乙苯的质量百分数，wt％-96.9实施例3采用与实施例1相同的工艺流程和条件对与实施例1相同的原料进行分离，不同的是，分隔壁塔塔顶操作压力。具体工艺流程如下。含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1从进料口进入分隔壁精馏塔进行分离，从中间组分侧线出口采出乙苯(采出乙苯量为50010kg/h)。由塔顶分离出的物流蒸汽经冷却器9冷却产生低压蒸汽(低压蒸汽的压力为0.08MPa)后进入塔顶回流罐10。塔顶回流泵12将部分回流苯13(回流苯量为240350kg/h)送入分隔壁精馏塔；剩余作为循环苯14(循环苯量为10925kg/h，水的质量含量为1385ppm)输出。通过轻组分侧线出口采出苯(采出苯量为87025kg/h，水的质量含量为35ppm)，通过重组分侧线出口采出多乙苯(采出多乙苯量为50010kg/h)。将通过重组分侧线出口采出的部分多乙苯与原料一起通过进料口一起循环送入分隔壁精馏塔中(循环的多乙苯的 量为500kg/h)。将塔釜物料(塔釜物料的采出量为5702kg/h，以塔釜物料的总量为基准，二乙苯的含量为76重量％)送入多乙苯塔(多乙苯塔与对比例1相同)中进行分离。分隔壁精馏塔以及多乙苯塔的操作参数以及采出的苯、乙苯和多乙苯的纯度如表8所示。表8分隔壁精馏塔多乙苯塔塔顶操作压力，kPa(绝压)34030理论塔板数6015塔底温度，℃250226塔底再沸器热负荷，kW19025435塔顶冷却器热负荷，kW25958827塔顶苯的质量百分数，wt％98.2-侧线苯的质量百分数，wt％99.4-侧线乙苯的质量百分数，wt％99.94-侧线多乙苯的质量百分数，wt％95.4-塔顶多乙苯的质量百分数，wt％-96.9实施例4本实施例采用的分离装置包括一个分隔壁精馏塔和一个多乙苯塔。采用图1所示分隔壁精馏塔，以该40万吨/年乙苯装置的分离单元为基准，对原料组成如表9所示的物料进行分离，进料量为182664kg/h。分隔壁精馏塔和烷基转移催化剂及其装填量均与实施例1相同。含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1从进料口进入分隔壁精馏塔进行分离，从中间组分侧线出口采出乙苯(采出乙苯量为50010kg/h)。由塔顶分离出的物流蒸汽经冷却器9冷却产生低压蒸汽(低压蒸汽的压力为0.04MPa)后进入塔顶回流罐10。塔顶回流泵12将部分回流苯13(回流苯量为231045kg/h)送入分隔壁精馏塔；剩余作为循环苯14(采出苯量为10950kg/h，水的质量含量为1337ppm)输出。通过轻组分侧线出口采出苯(采出苯量为107020kg/h，水的质量含量为32ppm)，通过重组分侧线出口采出多乙苯(采出多乙苯量为50010kg/h)。将通过重组分侧线出口采出的部分多乙苯与原料一起通过进料口一起循环送入分隔壁精馏塔中(循环的多乙苯 的量为500kg/h)。将塔釜物料(塔釜物料的采出量为5684kg/h，以塔釜物料的总量为基准，二乙苯的含量为70重量％)送入多乙苯塔(多乙苯塔与对比例1相同)中进行分离。分隔壁精馏塔以及多乙苯塔的操作参数以及采出的苯、乙苯和多乙苯的纯度如表10所示，分离单元的能耗如表11所示。表9进料组成(质量分数)水苯前非芳组分苯甲苯乙苯二乙苯三乙苯四乙苯丁苯重芳烃*201ppm0.0030.642221ppm0.2740.0710.00566ppm0.0030.002*：沸点高于四乙苯的芳烃组分表10分隔壁精馏塔多乙苯塔塔顶操作压力，kPa(绝压)28030理论塔板数6015塔底温度，℃240226塔底再沸器热负荷，kW15823459塔顶冷却器热负荷，kW25466824塔顶苯的质量百分数，wt％98.3-侧线苯的质量百分数，wt％99.5-侧线乙苯的质量百分数，wt％99.93-侧线多乙苯的质量百分数，wt％96.0-塔顶多乙苯的质量百分数，wt％-96.9表11单位每小时耗量每吨产品耗量每吨乙苯的能耗，兆焦消耗高压饱和蒸汽吨35.730.7152634.3发生低压蒸汽吨－38.58－0.772－1777.7综合能耗兆焦--856.6实施例5(1)将乙烯和苯以上行式的方式送入烷基化反应器中，其中，苯(为新鲜苯和循环苯的混合物，循环苯为部分由分隔壁精馏塔的塔顶采出的苯)与乙烯的摩尔比为5：1，相对于苯的进料量，烷基化反应催化剂的重量空速为3.5h-1。烷基化反应器为四个固定床 反应器串联，每台反应器中设置两个催化剂床层，每个催化剂床层的高度为2.4米，催化剂床层之间的间隔为2米，每个反应器的进口温度为210℃，每个反应器的出口压力为4.0MPa(表压)。使用的烷基化反应催化剂以β分子筛为活性组分，用氧化铝成型为圆条形状，以100重量份催化剂为基准，氧化铝的含量为20重量％，β分子筛的含量为80重量％。(2)本实施例采用的分离装置包括一个分隔壁精馏塔和一个多乙苯塔。采用图1所示分隔壁精馏塔，其中，苯全部从塔顶采出。以该40万吨/年乙苯装置的分离单元为基准，进料量为162662kg/h。分隔壁精馏塔共有70块理论塔板，塔内分隔壁3的上端位于第20块塔板处，下端位于第50块塔板处。烷基转移反应区21位于进料位置上方第30块塔板至第34块塔板之间，烷基转移反应区22位于进料位置下方第35块塔板至第45块塔板之间。进料口位于第35块塔板处，中间组分侧线出口位于第35块塔板处，轻组分侧线出口位于第6块塔板处，重组分侧线出口位于第55块塔板处。烷基转移催化剂的活性组分为Y分子筛，载体为Al2O3(以催化剂的总量为基准，Y分子筛的含量为75重量％)。催化剂以捆包型式置于塔板上。分隔壁精馏塔中，含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1从进料口进入分隔壁精馏塔进行分离(相对于混合物1的进料量，烷基转移催化剂的重时空速为20h-1)，从中间组分侧线出口采出乙苯(采出乙苯量为50005kg/h)。由塔顶分离出的物流蒸汽经冷却器9冷却产生低压蒸汽(低压蒸汽的压力为0.04MPa)后进入塔顶回流罐10。塔顶回流泵12将部分回流苯13(回流苯量为127397kg/h)送入分隔壁精馏塔；剩余部分作为循环苯14(循环苯的量为97998kg/h，水的质量含量为185ppm)循环送入步骤(1)中作为烷基化反应的原料。分离出的多乙苯通过重组分侧线出口采出(采出多乙苯量为10000kg/h)。将通过重组分侧线出口采出的多乙苯(循环的多乙苯的量为1000kg/h)与原料一起通过进料口一起循环送入分隔壁精馏塔中。将塔釜物料(塔釜物料的采出量为5659kg/h，以塔釜物料的总量为基准，二乙苯的含量为74重量％)送入多乙苯塔中进行分离。分隔壁精馏塔以及多乙苯塔的操作参数以及采出的苯、乙苯和多乙苯的纯度如表12所示。(3)将从多乙苯塔分离出的多乙苯以及分隔壁精馏塔的重组分侧线出口采出的多乙苯混合物与苯(为部分由分隔壁精馏塔的塔顶采出的循环苯)在烷基转移反应器进行烷基转移反应，烷基转移反应器为一个固定床反应器，该反应器内设置有两个催化剂床层，每个催化剂床层的高度为3米，催化剂床层之间的间隔为1.8米，反应器的进口温度为170℃，反应器出口压力为2.8MPa(表压)，苯与多乙苯的重量比为4.5：1，相对于苯的进料量，烷基转移反应催化剂的重量空速为2h-1。烷基转移反应器中使用的催化剂以Y分子筛为活性组分，用氧化铝成型为圆条形状，以100重量份催化剂为基准，氧化铝的含量为10重量％，Y分子筛的含量为90重量％。多乙苯塔塔底输出重组分作为残油送出装置。表12分隔壁精馏塔多乙苯塔塔顶操作压力，kPa(绝压)28030理论塔板数7015塔底温度，℃240226塔底再沸器热负荷，kW155201459塔顶冷却器热负荷，kW23414824塔顶苯的质量百分数，wt％99.2-侧线苯的质量百分数，wt％--侧线乙苯的质量百分数，wt％99.94-侧线多乙苯的质量百分数，wt％95.9-塔顶多乙苯的质量百分数，wt％-96.9实施例6(1)将乙烯和苯以上行式的方式送入烷基化反应器中，其中，苯(为新鲜苯和循环苯的混合物，循环苯为分隔壁精馏塔塔顶采出的苯)与乙烯的摩尔比为5：1，相对于苯的进料量，烷基化反应催化剂的重量空速为3.5h-1。烷基化反应器为四个固定床反应器串联，每台反应器中设置两个催化剂床层，每个催化剂床层的高度为2.4米，催化剂床层之间的间隔为2米，反应器的进口温度为210℃，反应器的出口压力为4.0MPa(表压)。使用的烷基化反应催化剂以β分子筛为活性组分，用氧化铝成型为圆条形状，以100重量份催化剂为基准，氧化铝的含量为20重量％，β分子筛的含量为80重量％。(2)本实施例采用的分离装置包括一个分隔壁精馏塔和一个多乙苯塔。采用图1所示分隔壁精馏塔，以该40万吨/年乙苯装置的分离单元为基准，进料量为162662kg/h。分隔壁精馏塔共有60块理论塔板，塔内分隔壁3的上端位于第15块塔板处，下端位于第45块塔板处。烷基转移反应区21位于进料位置上方第26块塔板至第29块塔板之间，烷基转移反应区22位于进料位置下方第30块塔板至第38块塔板之间。进料口位于第30块塔板处，中间组分侧线出口位于第30块塔板处，轻组分侧线出口位于第6块塔板处，重组分侧线出口位于第50块塔板处。烷基转移催化剂的活性组分为Y分子筛，载体为Al2O3(以催化剂的总量为基准，Y分子筛的含量为90重量％)。催化剂以捆包型式置于塔板上。含有苯、乙苯和多乙苯的混合物1从进料口进入分隔壁精馏塔进行分离(相对于混合物1的进料量，烷基转移催化剂的重时空速为18h-1)，从中间组分侧线出口采出乙苯(采出乙苯量为50010kg/h)。由塔顶分离出的物流蒸汽经冷却器9冷却产生低压蒸汽(低压蒸汽的压力为0.04MPa)后进入塔顶回流罐10。塔顶回流泵12将部分回流苯13(回流苯量为157737kg/h)送入分隔壁精馏塔；剩余部分作为循环苯14(循环苯的量为67990kg/h，水的质量含量为225ppm)循环送入步骤(1)中作为烷基化反应的原料。通过轻组分侧线出口采出循环苯(采出量为30000kg/h，水的质量含量为100ppm)，通过重组分侧线出口采出(采出多乙苯量为9500kg/h)。将通过重组分侧线出口采出的多乙苯(循环的多乙苯的量为500kg/h)与原料一起通过进料口一起循环送入分隔壁精馏塔中。将塔釜物料(塔釜物料的采出量为5662kg/h，以塔釜物料的总量为基准，二乙苯的含量为74重量％)送入多乙苯塔中进行分离。分隔壁精馏塔以及多乙苯塔的操作参数以及采出的苯、乙苯和多乙苯的纯度如表13所示。(3)将从多乙苯塔分离出的多乙苯以及分隔壁精馏塔的重组分侧线出口采出的多乙苯的混合物与循环苯(为分隔壁精馏塔的轻组分侧线出口采出的苯)在烷基转移反应器进行烷基转移反应，烷基转移反应器为一个固定床反应器，该反应器内设置有两个催化剂床层，每个催化剂床层的高度为3米，反应器的进口温度为170℃，反应器出口压力为2.8MPa(表压)，苯与多乙苯的重量比为4.5：1，相对于苯的进料量，烷基化转移反应催化剂的重量空速为2h-1。烷基转移反应器中使用的催化剂以Y分子筛为活性组分， 用氧化铝成型为圆条形状，以100重量份催化剂为基准，氧化铝的含量为10重量％，Y分子筛的含量为90重量％。多乙苯塔塔底输出重组分作为残油送出装置。表13分隔壁精馏塔多乙苯塔塔顶操作压力，kPa(绝压)28030理论塔板数6015塔底温度，℃241226塔底再沸器热负荷，kW15526435塔顶冷却器热负荷，kW23328827塔顶苯的质量百分数，wt％99.1-侧线苯的质量百分数，wt％99.4-侧线乙苯的质量百分数，wt％99.92-侧线多乙苯的质量百分数，wt％95.45-塔顶多乙苯的质量百分数，wt％-96.9实施例5和6的结果证实，将本发明的分离装置与乙苯生产装置耦合，能获得高纯度的乙苯。以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这些简单变型均属于本发明的保护范围。另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。当前第1页1 2 3