1】。由此，换热器 的热负荷和减少蒸汽消耗如下：
[0037] 与【对比例3】相比，减少蒸汽消耗32. 2%左右。 阳03引【对比例4】
[0039] W生产规模为3万吨/年DCP装置为例，现有技术采用单精馈分离回异塔流程， 回异塔进料与塔顶出料和塔蓋出料的质量分率同【对比例1】，回异塔塔顶冷凝器热负荷 1582. 5 (KW)，回异塔塔蓋再沸器热负荷1657. 5 (KW)。 W40]【实施例4】
[0041] W生产规模为3万吨/年DCP装置为例，低压提馈回异塔进料与高压精馈回异塔 塔顶出料和低压提馈回异塔塔蓋出料的质量分率同【对比例1】，采用本发明高低压双精馈 分离塔回收异丙苯的工艺流程，其精馈塔和换热器的操作参数同【实施例1】。由此，换热器 的热负荷和减少蒸汽消耗如下：
阳0创与【对比例4】相比，减少蒸汽消耗32. 2%左右。 W44]【对比例5】
[0045] W生产规模为7万吨/年DCP装置为例，现有技术采用单精馈分离回异塔流程， 回异塔进料与塔顶出料和塔蓋出料的质量分率同【对比例1】，回异塔塔顶冷凝器热负荷 3692. 5 (KW)，回异塔塔蓋再沸器热负荷3867. 5 (KW)。
[0046] 【实施例5】
[0047] W生产规模为7万吨/年DCP装置为例，低压提馈回异塔进料与高压精馈回异塔 塔顶出料和低压提馈回异塔塔蓋出料的质量分率同【对比例1】，采用本发明高低压双精馈 分离塔回收异丙苯的工艺流程，其精馈塔和换热器的操作参数同【实施例1】。由此，换热器 的热负荷和减少蒸汽消耗如下：
W例与【对比例5】相比，减少蒸汽消耗32. 2%左右。
[0050] 【对比例6】
[0051] 同【对比例4】，仍W生产规模为3万吨/年DCP装置为例，现有技术采用单精馈分 离回异塔流程，回异塔进料与塔顶出料和塔蓋出料的质量分率同【对比例1】，回异塔塔顶冷 凝器热负荷1566. 7 (KW)，回异塔塔蓋再沸器热负荷1640. 9 (KW)。 阳〇5引【实施例6】
[0053] 同【实施例4】，仍W生产规模为3万吨/年DCP装置为例，低压提馈回异塔进料与 高压精馈回异塔塔顶出料和低压提馈回异塔塔蓋出料的质量分率同【对比例1】，只是操作 参数改变。采用本发明高低压双精馈分离塔回收异丙苯的工艺流程，其精馈塔和换热器的 操作参数如下：
[0055] 低压提馈塔（4)塔蓋出料（3)中的10.Owt%从低压提馈塔（4)塔蓋送出，5.Owt% 出料用低压蒸汽由低压塔再沸器（6)加热后返回低压提馈塔（4)塔蓋，85.Owt%出料与高 压精馈塔（5)塔顶出料（1)进行换热。高压精馈塔（5)塔顶出料（1)为高纯度异丙苯，首 先送至第二热交换器（12)与部分低压精馈塔塔蓋出料（3)进行换热，换热后的塔顶出料中 的65.Owt%作为回流由高压塔顶增压累（15)增压后送回高压精馈塔巧），35.Owt%塔顶出 料（1)送至进料预热器（13)与进料（2)进行换热。高压精馈塔（5)塔蓋50.Owt%出料用 低压蒸汽由高压塔塔蓋再沸器（11)加热后返回高压精馈塔（5)塔蓋，50.Owt%出料用高压 塔蓋增压累（10)增压后送至第一热交换器（9)换热后返回低压提馈塔（4)塔顶。
[0056] 由此，换热器的热负荷和减少蒸汽消耗如下：
阳05引与【对比例6】相比，减少蒸汽消耗32. 9%左右。
[0059]【对比例7】 W60] 同【对比例4】，仍W生产规模为3万吨/年DCP装置为例，现有技术采用单精馈分 离回异塔流程，回异塔进料与塔顶出料和塔蓋出料的质量分率同【对比例1】，回异塔塔顶冷 凝器热负荷1596. 7 (KW)，回异塔塔蓋再沸器热负荷1672. 4 (KW)。 阳OW]【实施例7】
[0062] 同【实施例4】，仍W生产规模为3万吨/年DCP装置为例，低压提馈回异塔进料与 高压精馈回异塔塔顶出料和低压提馈回异塔塔蓋出料的质量分率同【对比例1】，只是操作 参数改变。采用本发明高低压双精馈分离塔回收异丙苯的工艺流程，其精馈塔和换热器的 操作参数如下：
W65] 低压提馈塔（4)塔蓋出料（3)中的20.Owt%从低压提馈塔（4)塔蓋送出， 15.Owt%出料用低压蒸汽由低压塔再沸器（6)加热后返回低压提馈塔（4)塔蓋，65.Owt% 出料与高压精馈塔（5)塔顶出料（1)进行换热。高压精馈塔（5)塔顶出料（1)为高纯度异丙 苯，首先送至第二热交换器（12)与部分低压精馈塔塔蓋出料（3)进行换热，换热后的塔顶 出料中的85.Owt%作为回流由高压塔顶增压累（15)增压后送回高压精馈塔巧），15.Owt% 塔顶出料（1)送至进料预热器（13)与进料（2)进行换热。高压精馈塔（5)塔蓋70.Owt% 出料用低压蒸汽由高压塔塔蓋再沸器（11)加热后返回高压精馈塔（5)塔蓋，30.Owt%出料 用高压塔蓋增压累（10)增压后送至第一热交换器（9)换热后返回低压提馈塔（4)塔顶。 [0066]由此，换热器的热负荷和减少蒸汽消耗如下：
[0068] 与【对比例7】相比，减少蒸汽消耗31. 7%左右。
【主权项】
1. 一种节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法，待分离的异丙苯物料 (2)经由进料预热器（13)预热后送入低压提馏塔（4)进行提馏分离处理，塔釜出料（3) - 部分从低压提馏塔（4)塔釜送出，另一部分出料用低压蒸汽由低压塔再沸器（6)加热后返 回低压提馏塔（4)塔釜，还有一部分出料与高压精馏塔（5)塔顶出料（1)进行换热，换热后 返回低压提馏塔（4)塔釜；低压提馏塔（4)塔顶出料经由低压塔冷凝器（7)冷凝后由低压 塔顶增压栗（8)增压后送至第一热交换器（9)与高压精馏塔（5)塔釜回流料进行换热，换 热后的物料送入高压精馏塔（5)塔釜进行精馏分离处理；高压精馏塔（5)塔顶出料（1)为 高纯度异丙苯，首先送至第二热交换器（12)与部分低压精馏塔塔釜出料（3)进行换热，换 热后的塔顶出料一部分作为回流由高压塔顶增压栗（15)增压后送回高压精馏塔（5)，另一 部分塔顶出料（1)送至进料预热器（13)与进料（2)进行换热，最后塔顶出料（1)送至塔顶 出料冷却器（14)冷却后送出；高压精馏塔（5)釜一部分出料用低压蒸汽由高压塔塔釜再沸 器（11)加热后返回高压精馏塔（5)塔釜，另一部分出料用高压塔釜增压栗（10)增压后送 至第一热交换器（9)换热后返回低压提馏塔（4)塔顶。2. 根据权利要求1所述节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法，其 特征在于所述高压精馏塔操作温度为ll〇°C -170°C，操作压力为10-60kPaA ;低压提馏塔 操作温度为60°C _120°C，操作压力为l_12kPaA ;高压精馏塔塔顶出料冷却器操作温度 为30°C -80°C，高压精馏塔塔釜再沸器操作温度为145°C _175°C，低压提馏塔塔顶冷凝器 操作温度为30°C -90°C，低压提馏塔塔釜再沸器操作温度为90°C -130°C，进料预热器操 作温度为30°C -140°C，第一热交换器操作温度为50°C -170°C，第二热交换器操作温度为 80°C _140°C。3. 根据权利要求2所述节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法，其 特征在于所述高压精馏塔操作温度为120°C -160°C，操作压力为15-55kPaA，低压提馏塔 操作温度为70°C -IKTC，操作压力为2-10kPaA，高压精馏塔塔顶出料冷却器操作温度为 35°C -75°C，高压精馏塔塔釜再沸器操作温度为150°C -170°C，低压提馏塔塔顶冷凝器操 作温度为35°C -85°C，低压提馏塔塔釜再沸器操作温度为95°C -120°C，进料预热器操作 温度为35°C -130°C，第一热交换器操作温度为60°C -160°C，第二热交换器操作温度为 90°C _135°C。4. 根据权利要求3所述节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法，其 特征在于所述高压精馏塔操作温度为130°C -150°C ;操作压力为20-50kPaA，低压提馏 塔操作温度为80°C -100°C ;操作压力为3-8kPaA，高压精馏塔塔顶出料冷却器操作温度 为40°C -70°C，高压精馏塔塔釜再沸器操作温度为155°C _165°C，低压提馏塔塔顶冷凝器 操作温度为40°C -80°C，低压提馏塔塔釜再沸器操作温度为KKTC -IKTC，进料预热器操 作温度为40°C -120°C，第一热交换器操作温度为70°C -150°C，第二热交换器操作温度为 KKTC -130。。。5. 根据权利要求1所述节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法，其 特征在于所述低压提馏塔（4)塔釜出料（3)10~20wt%从低压提馏塔（4)塔釜送出，5~ 15wt%出料用低压蒸汽由低压塔再沸器（6)加热后返回低压提馏塔（4)塔釜，85~65wt% 出料与高压精馏塔（5)塔顶出料（1)进行换热。6. 根据权利要求1所述节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法，其特 征在于所述高压精馏塔（5)塔顶出料（1)为高纯度异丙苯，首先送至第二热交换器（12)与 部分低压精馏塔塔釜出料（3)进行换热，换热后的塔顶出料的65~85wt%作为回流由高压 塔顶增压栗（15)增压后送回高压精馏塔（5)，35~15wt%塔顶出料（1)送至进料预热器 (13)与进料（2)进行换热。7.根据权利要求1所述节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法，其特 征在于所述高压精馏塔（5)塔釜50~70wt%出料用低压蒸汽由高压塔塔釜再沸器（11)加 热后返回高压精馏塔（5)塔釜，50~30wt%出料用高压塔釜增压栗（10)增压后送至第一 热交换器（9)换热后返回低压提馏塔（4)塔顶。
【专利摘要】本发明涉及一种节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法，主要解决现有技术中能耗较高的问题。本发明通过采用一种节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法，采用高低压双精馏分离塔流程，设置3台热交换器进行物料内部换热，使能量得到合理利用，由此，避免了低温丙二醇溶液的消耗，减少了物料反复加热造成不必要的低压蒸汽消耗约1/3左右的技术方案较好地解决了上述问题，可用于过氧化二异丙苯DCP装置中。
【IPC分类】C07C7/04, B01D3/14, C07C15/085
【公开号】CN105237327
【申请号】CN201510655036
【发明人】杨建平, 朱冠楠, 白玫, 李真泽, 张斌, 何琨
【申请人】中石化上海工程有限公司, 中石化炼化工程（集团）股份有限公司
【公开日】2016年1月13日
【申请日】2015年10月12日