JP2003503307A - エチルベンゼン／スチレン塔のカスケード再沸 - Google Patents

エチルベンゼン／スチレン塔のカスケード再沸

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Abstract

(57)【要約】 流体分流器（１０６）から高圧蒸留塔（１１０）および低圧蒸留塔（１３０）を含む２つの蒸留塔への分流されたフィードを、一方の塔の塔頂留出物からの熱エネルギーを用いて他方の塔に熱を供給する再沸器（１１８および１３８）での再沸とともに利用して、エチルベンゼンからスチレンモノマーを蒸留分離するための装置および方法。

Description

【発明の詳細な説明】
【０００１】 本発明は一般に、エチルベンゼンからスチレンへの脱水素操作に続くスチレン
生成物の未反応エチルベンゼンからの分離の改良に関する。
【０００２】
【発明の背景】
商業的に一般に使用されている従来のスチレン製造プロセスでは、スチレン生
成物の出発材料または直前の前駆物質としてエチルベンゼンが使用されている。
これらのプロセスの大多数では、エチルベンゼンを触媒的に脱水素して所望のス
チレン生成物を得ている。一般に、これらのプロセスで得られるエチルベンゼン
からスチレンへの転化は完全と言うにはほど遠く、一般には、反応器を通過する
パスあたり約５０〜７０％である。したがって通常の操作では、この脱水素反応
の生成物が、相当量のスチレンおよびエチルベンゼン、ならびに水素、メタンお
よびエチレンを含む軽留分、ベンゼン、トルエン、高沸点留分などの小量の反応
副生物および不純物を含む混合物となる。反応しなかったエチルベンゼンは、脱
水素反応系へ再循環させる前に回収し、スチレン生成物から分離しなければなら
ない。したがって軽い成分、エチルベンゼン、スチレンと重い成分とから成るこ
の混合物は一般に、ＳＭ生成物の精製およびＥＢの回収のための蒸留トレインに
送られる。一般的な実施方法は、これらの精製を、例えば参照によって本明細書
に組み込まれる米国特許第３，９０４，４８４号（Ｋｉｎｇ）に教示されている
ような蒸留によって実施するものである。
【０００３】 軽留分、高沸点留分、ベンゼンおよびトルエンから所望のスチレン生成物を分
離することは比較的易しく、従来の逐次蒸留によって達成される。これらのさま
ざまな成分を分離するため、スチレンプラントの蒸留セクションは一般に少なく
とも３つの独立した塔系から成る。第１の塔ではベンゼン、トルエンなどの軽い
成分を回収し（Ｂ／Ｔ塔）、第２の塔では未反応のエチルベンゼンを回収し（Ｅ
Ｂ／ＳＭ塔）、最後の塔では仕上がったスチレン生成物から重い成分を蒸留する
（仕上げ塔）。しかし蒸留によって未反応エチルベンゼン（ＥＢ）からスチレン
モノマー（ＳＭ）を分離するには、主にそれらの揮発性が類似していることに起
因してかなり難しい問題がある。良好な分離を達成するのに必要な理論段数が大
きいため、このＥＢ／ＳＭ分離は、従来から大型かつ複雑で高価な蒸留塔内での
減圧条件下での蒸留によって実施されている。したがって脱水素反応セクション
からの未反応エチルベンゼンは、従来から単一の蒸留塔内でスチレンから分離さ
れている。この標準的な設計では、必要な分離を達成するために大きな理論段数
（８５〜１００）が必要である。この単一の単位操作で、蒸留セクションの総入
熱の７０〜８０パーセントを消費する。一般的なプラントでは、未反応エチルベ
ンゼンのスチレン生成物からの分離がプラントの水蒸気消費の約２０〜３０％を
占める。５００，０００ＭＴＡスチレンモノマープラントでスチレンからエチル
ベンゼンを分離するのに必要なエネルギー消費を５０％減らすることができれば
、その節減は年間約７００，０００ドル程度に上るであろう。
【０００４】 蒸留による分離を達成するのに必要な時間および温度条件では、スチレン生成
物は重合する傾向があるため、減圧条件下でも、この混合物には重合阻害剤が添
加される。スチレンは室温であっても測定可能な程度に重合する。スチレン蒸留
を商業的に実施するのを可能にする鍵は、重合阻害剤と呼ばれる化学的添加剤の
使用である。スチレン重合、関連した装置の汚れ、および粘性の高い生成物スト
リームを処理する必要性を最小限に抑えるため、商業的なスチレン蒸留は必ずと
言ってよいほど減圧条件下で実施される（例えば、塔頂留出物圧力約４０〜１２
０ｍｍＨｇａｂｓで運転される）。商業スチレンユニットで利用される温度範囲
では、阻害剤を用いない場合、スチレンの重合速度は温度が１０℃上昇するごと
に２倍になる。さらに、分離を達成するのに必要な多段数を達成するため、現在
、構造化された、またはランダムダンプの充填材料が内部気／液接触媒体として
使用されている。充填材料の圧力降下は、標準的な蒸留棚段に比べて本質的には
るかに小さい。充填を用いた場合のより小さい圧力降下は、比較的低いかん出液
温度で塔を運転することを可能にする。しかし、これらさまざまなプロセスの難
しさ、コストおよび限界の結果、この分離を達成するための、経済的見地および
／または使いやすさの見地から見てより実行可能な代替手段の開発に対する大き
な要求が長年の間存在している。いくつかの特許がこれらの問題に対処しようと
さまざまな方法を試みている。
【０００５】 米国特許第３，５１５，６４７号（Ｖａｎ Ｔａｓｓｅｌｌ他）は、ワイプト
ウォール薄膜型蒸発缶と関連付けられた蒸留方式を介してスチレンを精製し、残
留物質からのスチレンの回収を最大化するプロセスを教示している。少なくとも
、９９重量パーセントのスチレンが別の製品ストリームとして回収される。
【０００６】 米国特許第３，７０２，３４６号（Ｋｅｌｌａｒ）のエチルベンゼンのスチレ
ンへの水蒸気脱水素プロセスでは、凝縮させた反応器生成物を分離させる反応器
生成物セトラを大気圧よりも低い圧力に維持することによって脱水素反応の選択
性が改善される。この選択性の改善によって、次段のスチレン分離のコストおよ
び困難がいくらか低減する。
【０００７】 米国特許第３，７７６，９７０号（Ｓｔｒａｚｉｋ他）には、スチレンおよび
エチルベンゼンを含む有機混合物を浸透気化法透過条件下でポリウレタンエラス
トマー膜の一面に接触させ、他方の面で高スチレン濃度の蒸気混合物を回収する
ことによって、この有機混合物からスチレンを分離するプロセスが記載されてい
る。このポリウレタンエラストマーは、ポリエーテルまたはポリエステルグルー
ピングを含む。
【０００８】 米国特許第３，８０１，６６４号（Ｂｌｙｔａｓ）には、高い収率および純度
でエチルベンゼンからスチレンを分離する別のプロセスが教示されている。この
プロセスは、（ａ）抽出相が濃縮無水硝酸第一銅／プロピオニトリル溶液であっ
て、その中でスチレンが第一銅イオンと選択的に錯体を形成し、エチルベンゼン
のカウンターソルベントがＣ5〜Ｃ18のパラフィンである２相溶媒系を用いた抽
出工程、および（ｂ）スチレン−第一銅イオン錯体を含むプロピオニトリル溶液
相を分離し、そこからスチレンを回収する工程を含む。
【０００９】 米国特許第３，９０４，４８４号（Ｋｉｎｇ）には、複数の蒸留段を備える多
段蒸留ユニット内で大気圧よりも低い圧力で脱水素反応排出液を分別蒸留して、
スチレンモノマー、未反応エチルベンゼン、ならびにスチレンポリマー、Ｃ9+芳
香族炭化水素および重合阻害剤を含む副生物スチレンタール残留物を個別に回収
する工程を含む多段蒸留が記載されている。このプロセスについて特許請求され
た改良は、予め回収したスチレンタール残留物をスチレンモノマーとエチルベン
ゼンの分離の上流で脱水素反応排出液に再循環させ、再循環されたスチレンター
ル残留物の存在下で脱水素反応排出液を蒸留することを含む。再循環の際には、
液体容積比を反応排出液２０〜１容積に対してスチレンタール残留物１〜２０容
積に維持する。
【００１０】 その他、例えば米国特許第４，６２８，１３６号（Ｓａｒｄｉｎａ）などで、
塔頂留出物凝縮デューティ（熱エネルギー）を使用してエチルベンゼン／水共沸
混合物を沸騰させることによって、塔頂留出物凝縮デューティがエチルベンゼン
／スチレン蒸留塔から回収されている。このような方法には、高額の設備投資を
必要とし、保守に費用がかかる大きな熱伝達領域および流下薄膜型蒸発缶の使用
が必要である。この方法は、この操作の脱水素反応セクションをエチルベンゼン
／スチレン分流器に直接に連結するが、これが望ましくない場合がある。その理
由は、蒸留セクションのアップセットがこの系の反応セクションの制御を困難に
し、さらに脱水素触媒を損傷する可能性があるためである。
【００１１】 したがって、脱水素反応に続いて未反応エチルベンゼンからスチレン生成物を
分離する上記の従来技術のプロセスは全て、さまざまな不都合および欠点を有す
る。これらの従来技術のプロセスでは装置に対する要求、保守および運転費のた
めに高コストとなる。従来技術のプロセスのこれらの欠点ならびにその他の欠点
および限界は、本発明のカスケード再沸装置およびプロセスによって完全にまた
は部分的に克服される。
【００１２】
【発明の目的】 したがって本発明の全般的な目的は、スチレンモノマーからエチルベンゼンを
分離する改良型の装置および方法を提供することにある。
【００１３】 本発明の主要な目的は、一般にエネルギー集約的な単位操作であるエチルベン
ゼンとスチレンの蒸留分離に関連した用役費を大幅に削減する装置および方法を
提供することにある。
【００１４】 本発明の特定の目的は、エチルベンゼン脱水素に由来する出力ストリームのス
チレン生成物を他の成分から分離する効率的かつ経済的な手法を提供することに
ある。
【００１５】 本発明の他の特定の目的は、エチルベンゼン／スチレンフィードを２つのプロ
セスストリームに分流し、これらを、第１の蒸留塔からの熱エネルギーを第２の
蒸留塔への入熱として効率的に利用することができる統合カスケード操作の下で
異なるプロセス条件で別々に蒸留処理する装置および方法を提供することにある
。
【００１６】 本発明の他の目的は、既存のスチレンプラントに対し比較的簡単且つ低コスト
で適合させることで、運転効率を増大させ、エネルギー消費を低減させることに
ある。
【００１７】 本発明のその他の目的および利点のあるものは自明であり、またあるものは以
下で明らかにする。したがって本発明は、以下の説明および添付図面によって例
示される複数の工程およびさまざまな構成要素、ならびにこのような１つまたは
複数の工程および構成要素の相互の関係および順序を含む方法および関連装置を
含む。ただし、これらに限定されるわけではない。本明細書に記載する方法およ
び装置のさまざまな修正および変形が当業者には明白であり、このような修正お
よび変形は全て本発明の範囲に含まれる。
【００１８】
【発明の概要】
一般に、本発明は、２つの蒸留塔のカスケード配置およびこれらの塔に導かれ
る分流フィードストリームを含み、これによって一方の塔の塔頂留出物蒸気スト
リームに含まれる熱を利用して第２の塔のかん出液を再沸する。具体的には本発
明は、エチルベンゼンおよびスチレンモノマーを含むフィードを２つのプロセス
ストリームに分流して、異なる圧力で運転中の２つの塔でそれぞれ別々に蒸留す
る装置および方法であって、これによって高圧塔が、高圧塔からの塔頂留出物を
凝縮する工程によって低圧塔に熱を供給することができる装置および方法を対象
とする。その結果生じるプロセス統合化と熱効率の相乗作用によって、エネルギ
ーコストは大幅に低減し、これに関係したその他の節減も得られる。
【００１９】
【好ましい実施形態の詳細な説明】
図１に示すように、一般にはユニット５００として図示した上流のエチルベン
ゼン脱水素ユニットからの、実質的にスチレンモノマーと未反応エチルベンゼン
から成るフィードストリーム１００は、Ｔ形接合１０６などの流体分流手段のと
ころで２つのプロセスストリーム１０２、１０４に分流される。プロセスストリ
ーム１０２および１０４にそれぞれ導かれるフィード１００の相対的な割合は、
Ｔ形接合１０６に関連した弁またはその他の手段を利用して制御、調整すること
ができる。後述するさまざまなプロセスパラメータに応じて、ストリーム１０２
、１０４に導かれるフィード１００の相対的な容積割合は約９０：１０〜約１０
：９０の範囲とすることができ、約６０：４０〜約４０：６０であることが好ま
しい。商業利用上の一般的な運転パラメータセットと調和するフィード１００の
好ましい分流は、プロセスストリーム１０２に約４７％を差し向け、これに対応
してプロセスストリーム１０４に５３％を差し向けるものである。
【００２０】 図１に示すとおりプロセスストリーム１０２は高圧蒸留塔１１０の中央領域に
供給される。高圧塔１１０は、塔１１０の下部領域の圧力が約５〜９ｐｓｉａ、
温度が約１１０〜１３０℃、上部領域の圧力が約４〜７ｐｓｉａ、温度が約９０
〜１１０℃であるようなプロセス条件下で運転される。一般に、蒸留セクション
内の各種ストリームの凝縮および沸騰温度は、運転圧およびストリームの組成に
よって決まる。実際的見地から見れば、生成物組成は多かれ少なかれ固定されて
おり、塔圧が唯一の独立変数となる。主として純度約９０〜９６％のスチレンモ
ノマーから成る塔１１０からのかん出液ストリーム１１２は、（仕上げ操作に送
られ、さらに精製される）生成物ストリーム１１４と再循環ストリーム１１６と
に分割される。再循環ストリーム１１６は再沸器１１８を通過し、そこで、一般
に水蒸気である再沸器加熱ストリーム１２４との熱交換によって加熱され、再沸
器出力ストリーム１２０によって塔１１０の下部領域に戻される。再循環される
割合に対する仕上げ用に引き抜かれるかん出液ストリーム１１２の割合は、他の
プロセスパラメータに応じて約１０％〜ほぼ１００％とすることができ、一般に
は２０〜３０％である。
【００２１】 塔１１０からの塔頂留出物ストリーム１２２は、低圧の第２の塔１３０の運転
条件、具体的にはかん出液の温度よりも高温のエチルベンゼンを主に含む。熱力
学的に、熱を供給するストリームの温度は、熱を吸収するストリームの温度より
も高くなければならない。商業的実施においては、統合された、これら２つの流
体間の温度差は少なくとも８〜１０℃でなければならない。この場合、ストリー
ム１２２の温度は一般に約９０〜１１０℃の範囲にあり、低圧塔１３０のかん出
液ストリーム１３２の温度は一般に約７０〜９５℃の範囲にある。したがってス
トリーム１２２を、後述するように低圧蒸留塔を運転するのに必要な再沸器加熱
ストリームおよび熱エネルギーの給源として、塔１３０に関連した再沸器１３８
で効率的に利用することができる。再沸器１３８での熱交換に続いて、ストリー
ム１２２に比べいくぶん低温の主としてエチルベンゼンから成る再沸器出口スト
リーム１４６が、図１に示すように上流の脱水素ユニット５００に再循環させる
ことができるエチルベンゼン生成物ストリーム１４８と塔１１０の上部領域に戻
される還流ストリーム１５０とに分割される。
【００２２】 分割されたフィード１００の第２の部分であるプロセスストリーム１０４は、
低圧蒸留塔１３０の中央領域に供給される。低圧塔１３０は、塔１３０の下部領
域の圧力が約１〜３ｐｓｉａ、温度が約７０〜９５℃、塔１３０の上部領域の圧
力が約０．４〜１．５ｐｓｉａ、温度が約４０〜７０℃とあるようなプロセス条
件下で運転される。主に純度約９０〜９６％のスチレンモノマーを含む塔１３０
からのかん出液ストリーム１３２は、（一般にスチレンストリーム１１４と結合
され、下流の塔６００などの仕上げ操作に送られる）生成物ストリーム１３４と
再循環ストリーム１３６とに分割される。再循環ストリーム１３６は再沸器１３
８を通過し、そこで、前述のとおりエチルベンゼンストリーム１２２との熱交換
によって加熱される。再沸器ユニット１３８は凝縮および熱交換部品を含み、そ
のためエチルベンゼンストリーム１２２は再沸器１３８を通過するときに冷却さ
れ、少なくとも部分的に液体に凝縮され、再循環ストリーム１３６には熱を供給
する。加熱された再循環ストリーム１３６は再沸器１３８を出て、再沸器出力ス
トリーム１４０として塔１３０の下部領域に戻される。再循環される割合に対す
る仕上げ用に回収されるかん出液ストリーム１３２の割合は、他のプロセスパラ
メータに応じて約１０％〜ほぼ１００％とすることができ、一般には２０〜３０
％である。
【００２３】 塔１３０からの塔頂留出液ストリーム１４２は主として約４０〜７０℃のエチ
ルベンゼンを含む。ストリーム１４２は、コンデンサ１６０内で冷却水流１６２
を使用して冷却することができ、その後、図１に示すように上流の脱水素ユニッ
ト５００へ再循環させることができるエチルベンゼン生成物ストリーム１６４と
塔１３０の上部領域に戻される還流ストリーム１６６とに分流される。
【００２４】 以下の例により、本発明の実施および利点をさらに示す。 例１ この例は、単一の充填蒸留塔を利用してエチルベンゼンをスチレンモノマーか
ら分離する従来技術に基づく（本発明に基づくものではない）。これをここで提
示するのは、本発明の実施結果と後に比較するためである。
【００２５】 一般的な商業利用条件下で単一の充填塔を利用すると、必要な分離を達成する
のに８５〜１００段の理論段が必要となる。エチルベンゼンは塔頂留出物として
取り出され、スチレンはかん出液生成物として回収される。一般的な設計では、
塔頂留出物圧７０ｍｍＨｇａｂｓ（絶対）、かん出液圧１４５ｍｍＨｇａｂｓが
利用される。この圧力プロファイルでは、塔の塔頂留出物およびかん出液の温度
はそれぞれ約６６℃および約９２℃である。熱は、熱サイホン型の再沸器を介し
て塔に供給される。一般に、約１１５℃〜１３０℃で凝縮する低圧水蒸気が熱源
として使用される。塔頂留出物からの塔頂留出物蒸気は、冷却水または空気フィ
ン型の熱交換器中で凝縮される。塔の減圧系への炭化水素の損失を最小限に抑え
るため、塔頂留出物ストリームは凝縮後に一般に約４０℃〜５０℃に過冷却（サ
ブクール）される。炭化水素が減圧系に入ることをさらに防ぐため、この塔はさ
らに、残りの塔頂留出液蒸気ストリームの大部分を約１０℃まで冷却／凝縮する
ベントコンデンサを備える。
【００２６】 上に述べた系では、スチレン生成物５０万ｍｔａ（メートルトン／年）を生産
するように設計されたプラントに対して必要な塔への入熱は２８５０万ｋｃａｌ
／ｈｒ（１１３ｍｍＢｔｕ／ｈｒ）である。この分離をサポートするのに必要な
用役は、水蒸気およそ５４，３００ｋｇ／ｈｒ、冷却水循環流２，９７０立方メ
ートル／ｈｒである。この例に対応する代表的な選択シミュレーション塔段デー
タを下表Ｉに示す。
【００２７】 表Ｉ 段 温度 圧力 段からの流量 フィード 番号 ℃ psia kgmol/hr 蒸気 液体 93*5 10.0 0.870 - 5.8 92*4 45.0 1.064 12.4 2451.7 91*3 65.5 1.354 2837.3 2684.0 6.0*1 90 66.2 1.370 3063.7 2682.6 ... 65 76.9 1.773 3014.2 3506.9 994.1*2 ... 4 91.6 2.755 2939.4 3555.0 3 91.8 2.772 2940.6 3556.2 2 91.9 2.788 2941.7 3553.8 1 92.4 2.804 2939.3 -* １ 段９１へのフィードストリーム＝６．０ｋｇｍｏｌ／ｈｒ（空気漏れ）* ２ 段６５へのフィードストリーム＝９９４．１ｋｇｍｏｌ／ｈｒ* ３ 段９１からの蒸気ストリーム塔頂留出物＝２８３７．３ｋｇｍｏｌ／ｈｒ* ４ 段９２からの液体ストリーム＝３７９．０ｋｇｍｏｌ／ｈｒ 段９２からの蒸気ストリームベント＝１２．４ｋｇｍｏｌ／ｈｒ* ５ 段９３からの蒸気ストリーム＝６．７ｋｇｍｏｌ／ｈｒ かん出液ストリーム＝６１４．４ｋｇｍｏｌ／ｈｒ 内部還流比＝７．１ 塔への必要な入熱＝２８，５０６，０００ｋｃａｌ／ｈｒ 段９３ ベントコンデンサ 段９２ メインコンデンサ 段９１ 塔頂 段１ 再沸器回収
【００２８】 例２ この例は、エチルベンゼンおよびスチレンモノマーを含む混合フィードが２つ
のプロセスストリームに分流され、異なる圧力および温度条件下で運転される２
つのカスケード蒸留塔内でそれぞれ蒸留される図１に示した本発明の代表的実施
形態に基づく。これらの塔の圧力は、一方の塔の塔頂留出物凝縮温度が他方の塔
のかん出液温度よりも高くなるように設定される。高圧塔からの塔頂留出物蒸気
は低圧塔のかん出液温度よりも高い温度で凝縮するため、この蒸気ストリームを
低圧塔への熱源として使用することができ、その結果、驚くべきプロセス効率お
よび相乗作用が得られる。
【００２９】 本発明のこの実施例では、低圧塔が、塔頂留出物圧３６ｍｍＨｇａｂｓ（０．
６７７ｐｓｉａ）、かん出液圧１００ｍｍＨｇａｂｓ（１．９３４ｐｓｉａ）で
運転される。このかん出液圧でのかん出液混合物の沸点は８２．６℃である。高
圧塔は、塔頂留出物圧２９０ｍｍＨｇａｂｓ（５．７０４ｐｓｉａ）、かん出液
圧３６５ｍｍＨｇａｂｓで運転される。本発明の目的に沿って、高圧塔からの塔
頂留出物蒸気はこの運転圧で、低圧塔のかん出液温度（８２．６℃）よりも十分
に高い１０１．７℃で凝縮する。十分な熱推進力が得られるため、このより高圧
の塔頂留出物を使用して、低圧塔からのかん出液再循環ストリームを再沸するこ
とができる。この方式では、一方の塔系から他方の塔系に熱がカスケードされる
。この例では、４７％のフィードが高圧塔に導かれるように全体フィードフロー
が分流される。塔間のフィードの分流は、高圧塔頂留出物凝縮デューティが低圧
塔の再沸デューティとマッチするように確立される。この２塔系に供給される唯
一の熱は、高圧塔の再沸器を介して１６．５８ｍｍｋｃａｌ／ｈｒ（６５．９ｍ
ｍＢｔｕ／ｈｒ）の割合で供給される。同様に、この２塔系での唯一の重大な除
熱工程は低圧塔のコンデンサからである。この統合系の概算用役消費は、入力ス
トリーム３１，６００ｋｇ／ｈｒ、冷却水循環１，５００ｍ3／ｈｒ である。こ
れは、例１の加熱および冷却要求に比べ、水蒸気消費の４０％節減、冷却水循環
の約５０％節減を表す。
【００３０】 この例に対応する低圧および高圧塔の代表的な選択シミュレーション塔段デー
タを、下表ＩＩ−Ａ（低圧）およびＩＩ−Ｂ（高圧）に示す。
【００３１】 表ＩＩ−Ａ（低圧） 段 温度 圧力 段からの流量 フィード 番号 ℃ psia kgmol/hr 蒸気 液体 93*5 10.0 0.387 - 12.9 92*4 37.8 0.483 17.8 1268.1 91*3 50.0 0.677 1473.4 1332.5 3.8*1 90 50.8 0.691 1534.1 1331.8 ... 65 64.3 1.040 1512.0 1739.0 524.1*2 ... 4 81.7 1.892 1449.9 1773.1 3 81.9 1.906 1450.6 1773.8 2 82.1 1.920 1451.3 1772.9 1 82.6 1.934 1450.4 -* １ 段９１へのフィードストリーム＝３．８ｋｇｍｏｌ／ｈｒ（空気漏れ）* ２ 段６５へのフィードストリーム＝５２４．１ｋｇｍｏｌ／ｈｒ* ３ 段９１からの蒸気ストリーム塔頂留出物＝１４７３．４ｋｇｍｏｌ／ｈｒ* ４ 段９２からの液体ストリーム＝２００．５ｋｇｍｏｌ／ｈｒ 段９２からの蒸気ストリームベント＝１７．８ｋｇｍｏｌ／ｈｒ* ５ 段９３からの蒸気ストリーム＝４．８ｋｇｍｏｌ／ｈｒ かん出液ストリーム＝３２２．５ｋｇｍｏｌ／ｈｒ 内部還流比＝６．６ （高圧塔から）低圧塔への必要な入熱＝１４，２７０，０００ｋｃａｌ／ｈｒ
【００３２】 表ＩＩ−Ｂ（高圧） 段 温度 圧力 段からの流量 フィード 番号 ℃ psia kgmol/hr 蒸気 液体 93*5 10.0 5.318 - 148.9 92*4 101.7 5.511 152.8 1610.4 91*3 103.9 5.704 1787.1 1626.3 3.8*1 90 104.3 5.719 1799.2 1626.7 ... 65 111.1 6.095 1764.0 2085.1 464.8*2 ... 4 119.4 7.013 1787.9 2080.1 3 119.5 7.028 1788.2 2080.3 2 119.6 7.043 1788.5 2077.7 1 120.0 7.058 1785.8 -* １ 段９１へのフィードストリーム＝３．８ｋｇｍｏｌ／ｈｒ（空気漏れ）* ２ 段６５へのフィードストリーム＝４６４．８ｋｇｍｏｌ／ｈｒ* ３ 段９１からの蒸気ストリーム塔頂留出物＝１７８７．１ｋｇｍｏｌ／ｈｒ* ４ 段９２からの液体ストリーム＝１７２．８ｋｇｍｏｌ／ｈｒ 段９２からの蒸気ストリームベント＝１５２．８ｋｇｍｏｌ／ｈｒ* ５ 段９３からの蒸気ストリーム＝３．９ｋｇｍｏｌ／ｈｒ かん出液ストリーム＝２９１．９ｋｇｍｏｌ／ｈｒ 内部還流比＝９．４ 塔への必要な入熱＝１６，５８０，０００ｋｃａｌ／ｈｒ
【００３３】 例３ 先に論じたように、エチルベンゼン（ＥＢ）を脱水素してスチレンにするスチ
レンモノマー（ＳＭ）プラントでは、反応物エチルベンゼンのフィードが反応器
を通過するパスあたり５０〜７０％の割合で転化される。脱水素反応系へ再循環
させる前に未反応のエチルベンゼンは回収し、スチレン生成物から分離しなけれ
ばならない。この反応セクションでは、ＥＢよりも軽い成分およびスチレンより
も重い成分も生成される。この軽い成分、エチルベンゼン、スチレンおよび重い
成分の混合物は一般に、ＳＭ生成物の精製およびＥＢの回収のための蒸留トレイ
ンに供給される。一般的な実施方法は、これらの精製を３段階蒸留によって達成
するものである。
【００３４】 前記成分を分離するため、スチレンプラントの蒸留セクションは一般に、独立
した３つの塔系から成る。図１に塔５５０として図示する第１の塔は、ベンゼン
、トルエンなどの軽い成分を回収し（Ｂ／Ｔ塔）、第２の塔は、未反応のエチル
ベンゼンを回収し（ＥＢ／ＳＭ塔）、図１に塔６６０として図示する最後の塔は
仕上がったスチレン生成物から重い成分を蒸留する（仕上げ塔）。
【００３５】 スチレンプラントの蒸留セクションにおけるこの一般的な３塔系列は、表面的
には本発明の構成と同じように見えるかもしれないが、非常に異なるコストおよ
びエネルギー効率へと導く可能な代替カスケード再沸器構成との比較において、
本発明の驚くべき全く予想外の利点を証明する追加の機会を与える。
【００３６】 例３および４に、スチレンプラントの蒸留セクションで使用された従来の３塔
系列で１つの塔系から他の系へエネルギーをカスケードする一般的な概念は適用
するが、ＥＢ／ＳＭストリームを２つのプロセスストリームに分流して２つのカ
スケードＥＢ／ＳＭ蒸留塔で別々に蒸留する本発明の新規の概念を適用しない場
合の効果を示す。例３の目的上、従来の３塔系列は、エチルベンゼン／スチレン
（ＥＢ／ＳＭ）塔（従来の系列の中央の塔）の塔頂留出物蒸気から重い成分を除
去する最終塔（仕上げ塔）へ熱をカスケードするように適合される。
【００３７】 熱は一般に、独立した２つの再沸器を介して仕上げ塔に供給される。塔の入熱
の大部分を供給する大型の第１の再沸器は一般に低温で運転され、より小型の第
２の再沸器ははるかに高温の熱を供給する。この高温のサービスは、所望のスチ
レンモノマーから重いポリマーをストリッピングするのに必要である。スチレン
から重いポリマーを効果的にストリッピングするため、通常は約１３０℃の高温
ストリッピングが実施される。この高温では、スチレン蒸留内のその他のストリ
ームを用いたこの残留物ストリッピング再沸器のカスケード再沸は実際的でない
。しかし、先の仕上げ塔のより大型の低温再沸器はカスケード再沸に対する適合
の候補となる。例えば、考慮中の２つの塔（ＥＢ／ＳＭおよび仕上げ塔）は普通
、以下の運転特性を有することができる。
【００３８】 標準的な運転特性 ＥＢ／ＳＭ塔 仕上げ塔 塔頂留出物凝縮温度（℃） ４５ ４５ 塔頂留出物圧（ｐｓｉａ） １．３５４ ０．７７３ かん出液温度（℃） ９３ ９８ 系入熱（ｍｍｋｃａｌ／ｈｒ） ７．３ ３．４
【００３９】 この２塔系に必要な総入熱は１０．７ｍｍｋｃａｌ／ｈｒ（７．３＋３．４）
である。仕上げ塔への入熱は高温源と低温源の両方を含む。ＥＢ／ＳＭ塔の塔頂
留出物蒸気を用いて仕上げ塔を再沸するのに十分な熱推進力を得るためには、Ｅ
Ｂ／ＳＭ塔の圧を上げ、仕上げ塔の圧を下げなければならない。先の標準的なケ
ースと同じフィード速度および生成物組成を与えた場合に例３のカスケード再沸
適合に対して実行可能な運転条件セットを以下に示す。
【００４０】 カスケード再沸適合 ＥＢ／ＳＭ塔 仕上げ塔 塔頂留出物凝縮温度（℃） １０５ ３８ 塔頂留出物圧（ｐｓｉａ） ６．５７５ ０．５８０ かん出液温度（℃） １２３ ９６ 系入熱（ｍｍｋｃａｌ／ｈｒ） ８．９ ３．３ 回収可能な低温熱（ｍｍｋｃａｌ／ｈｒ） --- ２．８
【００４１】 このケースでは、ＥＢ／ＳＭ塔の塔頂留出物蒸気を使用して仕上げ塔のかん出
液を再沸する。塔頂留出物蒸気ストリームの一部は、仕上げ塔の塔底に位置する
再沸器内で凝縮される。カスケード再沸に使用されないＥＢ／ＳＭ塔からの蒸気
の残部は冷却水コンデンサに導かれる。上記の運転条件で、カスケード再沸に使
用可能な差動温度は約９℃（１０５−９６）である。この方式でこれらの塔に供
給される正味熱量は９．４ｍｍｋｃａｌ／ｈｒ（８．９＋３．３−２．８）であ
る。
【００４２】 ＥＢ／ＳＭ塔でより高い運転圧が必要となることによって、キーとなる２つの
成分、すなわちエチルベンゼンとスチレンの比揮発度は小さくなり、そのため標
準設計と同じ程度の分別を達成するのにエネルギーが２０％多く必要となる（７
．３ｍｍｋｃａｌ／ｈｒに対して８．９ｍｍｋｃａｌ／ｈｒ）。このカスケード
再沸適合では仕上げ塔にエネルギーをカスケードすることによってＥＢ／ＳＭ塔
からエネルギーが回収される一方で、より高い圧力でＥＢ／ＳＭ塔を運転する必
要があるため必要なエネルギー入力が増大する。この例ではカスケード再沸によ
って全体として約１．３ｍｍｋｃａｌ／ｈｒのエネルギーが節約される。現在の
エネルギー価格に基づくと、これは約１００，０００ドル／年のエネルギーコス
ト節減に相当する。
【００４３】 より高い圧力および温度でＥＢ／ＳＭ塔を運転するためには、重合阻害剤添加
速度をかなり増大させる必要がある。このカスケード再沸適合に必要なより高い
温度で、ＥＢ／ＳＭ塔のスチレン重合速度は標準的な（非カスケード再沸）ケー
スの７〜８倍となる。例えば、重合阻害剤添加速度を２倍にすると、阻害剤のコ
スト増は、カスケード再沸から見込まれるエネルギーコストの節減全体にほぼ等
しくなる。さらにこの条件下では、重成分およびポリマーへの収量損も増大する
ことが予想される。したがってこの例３の適合を全体として評価すると、阻害剤
のコスト増が、この方式で見込まれるエネルギーコストの節減を全て打ち消して
しまうと結論される。さらに、カスケード再沸が標準設計に比べ設備投資を生得
的に増大させることを考えると、このカスケード再沸適合の支出が、エネルギー
回収プログラムを正当化するのに必要な一般に適用されるしきい値を満足しない
ことは明らかであろう。したがって例３は、カスケード再沸技術を従来のＥＢ／
ＳＭ蒸留系に組み込むことを試みるべきでないことを当業者に教えるものであろ
う。
【００４４】 例４ 従来のＥＢ／ＳＭ蒸留系の第２の可能なカスケード再沸適合は、ＥＢ／ＳＭ塔
の塔頂留出物蒸気を用いた蒸留トレインの第１の塔（Ｂ／Ｔ塔）の再沸を含む。
第１の塔（ベンゼン／トルエン除去塔）の熱デューティは、蒸留セクションに供
給される全エネルギーの１０％を表すに過ぎない。Ｂ／Ｔ塔の比較的に小さい加
熱要求を考えると、このサービスのカスケード再沸をサポートする追加の投資を
正当化することは一般にできない。さらに、この最初の塔へのフィードストリー
ムは溶解した軽い気体を含むため、この塔の圧力を下げることは通常実際的でな
い。この塔の圧力を下げることは、塔の減圧系への炭化水素の損失を大幅に増大
させることにつながる。Ｂ／Ｔ塔のかん出液温度は通常１００℃近辺であるため
、熱源の温度が１０８〜１１０℃程度でない限りカスケード再沸は困難である。
この高い塔頂留出物温度でＥＢ／ＳＭ塔を運転しなければならないことは、スチ
レン重合速度をかなり増大させる結果につながる。例３で先に説明した仕上げ塔
適合と同様に、重合阻害剤のコスト増が一切のエネルギー節減を打ち消してしま
うであろう。経済面に基づくと、ＥＢ／ＳＭ塔の塔頂留出物を用いたベンゼン／
トルエン塔のカスケード再沸を通常の状況下で正当化することはできない。例３
と同様に、例４は、カスケード再沸技術を従来のＥＢ／ＳＭ蒸留系に組み込むこ
とを試みるべきでないことを当業者に教えるものであろう。
【００４５】 本発明の範囲から逸脱することなく前述の装置およびプロセスにその他の変更
および修正を実施することができることは当業者には明白であり、また、以上の
説明に含まれる全ての事項は例示のためであると解釈すべきであって、限定的な
意味で解釈してはならない。より具体的には、本発明のさまざまな実施形態を、
エチルベンゼンの脱水素によってスチレンを作り出すスチレンプラント全体の一
部としてのスチレンモノマーからエチルベンゼンの分離に関して説明してきたが
、本明細書に記載した装置およびプロセスは、エチルベンゼンとスチレンのその
他の混合物に対しても、さらに揮発性が互いに比較的に近く、その結果、蒸留に
よる分離が困難であるその他の炭化水素混合物の分離に対しても同様に有利に適
用できるものである。
【図面の簡単な説明】
【図１】 本発明の代表的な実施形態を示すプロセスフロー図である。
───────────────────────────────────────────────────── フロントページの続き (81)指定国 ＥＰ(ＡＴ，ＢＥ，ＣＨ，ＣＹ， ＤＥ，ＤＫ，ＥＳ，ＦＩ，ＦＲ，ＧＢ，ＧＲ，ＩＥ，Ｉ Ｔ，ＬＵ，ＭＣ，ＮＬ，ＰＴ，ＳＥ)，ＯＡ(ＢＦ，ＢＪ ，ＣＦ，ＣＧ，ＣＩ，ＣＭ，ＧＡ，ＧＮ，ＧＷ，ＭＬ， ＭＲ，ＮＥ，ＳＮ，ＴＤ，ＴＧ)，ＡＰ(ＧＨ，ＧＭ，Ｋ Ｅ，ＬＳ，ＭＷ，ＳＤ，ＳＬ，ＳＺ，ＵＧ，ＺＷ)，Ｅ Ａ(ＡＭ，ＡＺ，ＢＹ，ＫＧ，ＫＺ，ＭＤ，ＲＵ，ＴＪ ，ＴＭ)，ＡＬ，ＡＭ，ＡＴ，ＡＵ，ＡＺ，ＢＡ，ＢＢ ，ＢＧ，ＢＲ，ＢＹ，ＣＡ，ＣＨ，ＣＮ，ＣＵ，ＣＺ， ＤＥ，ＤＫ，ＥＥ，ＥＳ，ＦＩ，ＧＢ，ＧＤ，ＧＥ，Ｇ Ｈ，ＧＭ，ＨＲ，ＨＵ，ＩＤ，ＩＬ，ＩＮ，ＩＳ，ＪＰ ，ＫＥ，ＫＧ，ＫＰ，ＫＲ，ＫＺ，ＬＣ，ＬＫ，ＬＲ， ＬＳ，ＬＴ，ＬＵ，ＬＶ，ＭＤ，ＭＧ，ＭＫ，ＭＮ，Ｍ Ｗ，ＭＸ，ＮＯ，ＮＺ，ＰＬ，ＰＴ，ＲＯ，ＲＵ，ＳＤ ，ＳＥ，ＳＧ，ＳＩ，ＳＫ，ＳＬ，ＴＪ，ＴＭ，ＴＲ， ＴＴ，ＵＡ，ＵＧ，ＵＳ，ＵＺ，ＶＮ，ＹＵ，ＺＷ Ｆターム(参考） 4D076 AA16 AA22 AA24 BB03 BB23 CB02 CB04 CB12 DA35 EA08Y EA08Z EA12Y EA12Z EA14Y EA14Z EA16Y EA16Z FA02 FA12 FA34 JA03 4H006 AA02 AA04 AC12 AD11 BC51 BC52 BD60 BD82

Claims (20)

    【特許請求の範囲】
  1. 【請求項１】 実質的に、第１の炭化水素化合物、およびこれと同様の揮発
    性を有する第２の炭化水素化合物から成る炭化水素混合物から該第１の炭化水素
    化合物を蒸留分離するための装置であって： （ａ）該炭化水素混合物の少なくとも一部分を異なる圧力および温度条件下で
    蒸留する第１および第２の塔手段であって、該塔手段の一方がより高圧の蒸留塔
    および関連する熱エネルギー源を有しており、第２の塔手段がより低圧の蒸留塔
    および関連する熱エネルギー源を有している塔手段； （ｂ）該炭化水素混合物のストリームを第１および第２のプロセスストリーム
    に分流する流体分流手段； （ｃ）該第１および第２のプロセスストリームをそれぞれ該第１および第２の
    塔手段の各蒸留塔に運ぶ第１および第２の導管； （ｄ）該より高圧の蒸留塔の上部領域から回収した塔頂留出物ストリームを熱
    交換場所へ運ぶ第３の導管； （ｅ）該熱交換場所にある熱交換手段であって、該塔頂留出物ストリームを、
    該より低圧の蒸留塔の下部領域から回収した塔かん出液ストリームと熱交換させ
    て加熱された塔かん出液ストリームを生成する熱交換手段；および （ｆ）該加熱された塔かん出液ストリームを該より低圧の蒸留塔に戻す手段 を有する装置。
  2. 【請求項２】 前記流体分流手段がさらに、前記第１および第２のプロセス
    ストリームの相対的割合を制御する流量制御手段を有している請求項１記載の装
    置。
  3. 【請求項３】 前記熱交換位置にある前記熱交換手段が再沸器を有している
    請求項１記載の装置。
  4. 【請求項４】 前記各蒸留塔に関連する熱エネルギー源が再沸器を有してい
    る請求項１記載の装置。
  5. 【請求項５】 前記熱交換位置からの前記塔頂留出物ストリームの少なくと
    も一部分を前記のより高圧の蒸留塔に戻す第４の導管をさらに有している請求項
    １記載の装置。
  6. 【請求項６】 脱水素とそれに続く分離によってエチルベンゼンフィードか
    ら精製されたスチレンモノマーを製造する系であって： （ａ）脱水素反応器入口および脱水素反応器出口を有し、脱水素触媒が充填さ
    れた脱水素反応器； （ｂ）該脱水素反応器出口と直列な、該脱水素反応器出口からの流体ストリー
    ムを第１の部分および第２の部分に分流する分流手段； （ｃ）該分流手段と連絡している、該第１の部分を第１の蒸留塔へ運ぶ第１の
    導管； （ｄ）該分流手段と連絡している、該第２の部分を第２の蒸留塔へ運ぶ第２の
    導管； （ｅ）該第２の蒸留塔に関連するカスケード再沸手段であって、該第２の蒸留
    塔の下部領域からかん出液ストリームを回収する手段；回収したかん出液ストリ
    ームをより高温の別の流体ストリームと熱接触させて加熱されたかん出液ストリ
    ーム生成する手段；および、その後に該加熱されたかん出液ストリームを該第２
    の蒸留塔に戻す手段を含むカスケード再沸手段；および （ｆ）該第１の蒸留塔の上部領域からの塔頂留出物ストリームを該カスケード
    再沸手段に運び、該より高温の別のストリームとして機能させる第３の導管 を有する系。
  7. 【請求項７】 前記脱水素反応器と前記分流手段との間に直列に配置され、
    前記脱水素反応器の排出液のうちのより軽い成分からスチレンおよびエチルベン
    ゼンを分離する第３の蒸留塔をさらに有している請求項６記載の系。
  8. 【請求項８】 前記第１および第２の蒸留塔の下流に直列に配置され、より
    重い炭化水素成分からスチレンモノマーを分離する第４の蒸留塔をさらに有して
    いる請求項７記載の系。
  9. 【請求項９】 前記分流手段が、前記第１の部分および第２の部分の相対的
    割合を制御する流量制御手段を有している請求項６記載の系。
  10. 【請求項１０】 前記カスケード再沸手段からの前記塔頂留出物ストリーム
    の第１の部分を還流ストリームとして前記第１の蒸留塔に戻す第４の導管をさら
    に有している請求項６記載の系。
  11. 【請求項１１】 前記カスケード再沸手段からの前記塔頂留出物ストリーム
    の第２の部分を再循環ストリームとして前記脱水素反応器に再循環させる第５の
    導管をさらに有している請求項１０記載の系。
  12. 【請求項１２】 実質的にスチレンおよびエチルベンゼンから成る混合炭化
    水素ストリームからスチレンモノマーを分離する方法であって： （ａ）該混合炭化水素ストリームを第１の部分および第２の部分に分流する工
    程； （ｂ）該第１の部分を第１の蒸留塔内で蒸留して部分的に精製されたスチレン
    を第１の塔のかん出液ストリームとして生成し、実質的にエチルベンゼンから成
    る第１の塔の塔頂留出物ストリームを生成する工程； （ｃ）該第２の部分を第２の蒸留塔内で蒸留して、部分的に精製されたスチレ
    ンを第２の塔のかん出液ストリームとして生成し、実質的にエチルベンゼンから
    成る第２の塔の塔頂留出物ストリームを生成する工程；および （ｄ）該第１の塔の塔頂留出物ストリームと熱接触させることによって該第２
    の塔のかん出液ストリームの再循環部分を加熱して、該第１の塔の塔頂留出物ス
    トリームを冷却し、かつ少なくとも部分的に凝縮させ、その後、加熱された第２
    の塔のかん出液ストリームを該第２の塔の下部領域に戻す工程 を有する方法。
  13. 【請求項１３】 前記の冷却され、少なくとも部分的に凝縮された第１の塔
    の塔頂留出物ストリームの少なくとも一部分を前記第１の蒸留塔に戻す工程をさ
    らに有する請求項１２記載の方法。
  14. 【請求項１４】 前記第１の蒸留塔を前記第２の蒸留塔よりも高い圧力およ
    び温度で運転する請求項１２記載の方法。
  15. 【請求項１５】 前記第１の蒸留塔を、塔の下部領域での約５〜９ｐｓｉａ
    から塔の上部領域での約４〜７ｐｓｉａの圧力範囲で運転し、前記第２の蒸留塔
    を、塔の下部領域での約１〜３ｐｓｉａから塔の上部領域での約０．４〜１．５
    ｐｓｉａの圧力範囲で運転する請求項１２記載の方法。
  16. 【請求項１６】 （ａ）前記第１の蒸留塔を、塔の下部領域が圧力約５〜９
    ｐｓｉａおよび温度約１１０〜１３０℃にあり、塔の上部領域が圧力約４〜７ｐ
    ｓｉａおよび温度約９０〜１１０℃にあるようなプロセス条件下で運転し、（ｂ
    ）前記第２の蒸留塔を、塔の下部領域が圧力約１〜３ｐｓｉａおよび温度約７０
    〜９５℃にあり、塔の上部領域が圧力約０．４〜１．５ｐｓｉａおよび温度約４
    ０〜７０℃にあるようなプロセス条件下で運転する請求項１２記載の方法。
  17. 【請求項１７】 前記第１の部分と前記第２の部分との容積比が約９０：１
    ０〜約１０：９０の範囲にある請求項１２記載の方法。
  18. 【請求項１８】 前記第１の部分と前記第２の部分との容積比が約６０：４
    ０〜約４０：６０の範囲にある請求項１２記載の方法。
  19. 【請求項１９】 前記分流工程の上流側に、前記混合炭化水素ストリームの
    より軽い成分を実質的に除去する蒸留工程をさらに有する請求項１２記載の方法
    。
  20. 【請求項２０】 前記第１および第２の蒸留塔の下流側に、前記部分的に精
    製されたスチレンからより重い炭化水素成分を実質的に分離する蒸留工程をさら
    に有する請求項１９記載の方法。
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