一种分离环己烷和乙酸的方法及系统与流程

本发明涉及一种分离环己烷和乙酸的方法及装置；属于石油化工技术开发领域。

背景技术

环己醇、环己酮、己二酸是制备尼龙6和尼龙66的原料，环己醇、环己酮、己二酸的生产过程中，一般采用苯为原料，经过加氢得到环己烷、环己烯等中间产物，环己烷再经过氧化得到环己醇、环己酮、己二酸等产品，环己烯经过酯化加氢得到环己醇。

在上述生产过程中，存在环己烷和乙酸的分离技术问题，由于环己烷和乙酸蒸馏时产生共沸，常规蒸馏技术难以分离。

为了解决环己烷和乙酸的分离问题，一般采用水洗或萃取蒸馏的方法，采用水洗分离时，产生大量低价值的稀乙酸；采用萃取蒸馏时，存在分离流程长，能耗物耗高。

专利cn104829408b涉及了一种环己烷与乙酸乙酯的分离方法，采用苯酚作为萃取蒸馏塔的萃取剂，将乙酸乙酯萃取至普通蒸馏塔蒸馏分离，塔釜萃取剂苯酚循环使用。该技术为典型的萃取蒸馏分离工艺。

专利cn1270578a涉及一种将环己烷直接氧化为己二酸的过程中，从环己烷中除去乙酸的方法和装置。采用二级或三级水洗，除去环己烷中的乙酸，含水的乙酸通过共沸蒸馏脱除水。该工艺流程长，能耗高。

技术实现要素：

本发明针对现有技术的不足，提供一种分离环己烷和乙酸的方法。

此外，本发明还提供了一种实施所述的方法的分离系统。

一种分离环己烷和乙酸的方法，将环己烷和乙酸的混合溶液加热、使其共沸；向环己烷和乙酸的共沸体系中投加水，并将体系的温度控制在水与环己烷的共沸温度69.4～69.6℃；环己烷-水形成共沸物与乙酸分离；收集环己烷-水共沸物并冷却，分离得到环己烷。

本发明方法中，在环己烷和乙酸的共沸体系中投加水，并将温度严格控制在所述的温度下，将环己烷和乙酸的共沸体系转变成环己烷和水的共沸体系，从而，使乙酸与环己烷分离。收集环己烷与水的共沸体系，冷却后将油水分离，得到油相，即为环己烷。采用本发明方法，仅需一套具有加热功能的设备即可实现环己烷和乙酸的分离。本发明方法简单、设备投资小；相较于现有的分离方法，避免了如现有技术可能存在的乳化、出现第三相、分离效率低、耗水量大、回收的酸浓度低、回用效果差等一系列问题。

本发明人发现，加水后将温度控制在水与环己烷共沸温度69.4～69.6℃内，不仅有助于降低分离得到的环己烷的乙酸含量，还可降低分离得到的乙酸的含水量，提高回收的乙酸的质量。

进一步优选，控制所述的温度69.4～69.5℃。

本发明方法理论上可处理任何质量比的环己烷和乙酸的混合溶液。

作为优选，环己烷和乙酸的混合溶液中，乙酸的起始质量浓度为10～95％。乙酸的起始质量浓度指环己烷和乙酸的原料中，乙酸的质量百分数。

作为优选，环己烷和乙酸的混合溶液中，乙酸的起始质量浓度为10～50％。

作为优选，环己烷、水的共沸体系经冷却分离得到的水循环套用。

作为优选，投加的水的质量浓度为98～99.9％。

作为优选，环己烷-水共沸体系冷凝得到的油相部分循环套用。如此，可进一步提高精馏效果。

作为优选，油相回流比小于或等于30(也即为0～30)。所述的回流比为：由环己烷-水共沸物导出的环己烷与回用的环己烷之间的比例。当油相回流比为0时，可认为没有将油相循环套用。

进一步优选，油相回流比为1～10；更进一步优选为1～2。

本发明所述的环己烷以及乙酸的分离过程优选在可升温至所述的环己烷-水的共沸温度下的容器下进行。

作为优选，本发明所述的环己烷以及乙酸的分离过程在精馏塔内进行。

本发明中，将环己烷、乙酸的原料置于精馏塔内，升温使环己烷、乙酸在精馏塔的顶部形成环己烷-乙酸的共沸体系(气氛)，向所述的共沸体系中投加水，并控制精馏塔顶部的温度在水与环己烷共沸温度69.4～69.6℃，将环己烷、乙酸的共沸体系变换成环己烷、水的共沸体系。环己烷、水的共沸体系由精馏塔顶部导出并冷凝，分离得到环己烷。精馏塔剩余的溶液为乙酸。

通过本发明方法，采用一套设备即可完成环己烷、乙酸的分离；相较于现有技术，本发明方法无需大量水，成本更低；此外，还实现了环己烷由精馏塔顶部与乙酸分离。

本发明采用水为共沸剂，在精馏塔中完成环己烷和乙酸的分离，塔顶水相返回精馏塔与环己烷进行循环共沸，降低或消除环己烷与乙酸的共沸，塔顶得到乙酸含量1～100ppm的环己烷，塔釜得到质量浓度大于99.5％的乙酸；塔顶水相分离得到的水的纯度能可保持在98～99.9％；本发明方法具有优异的环己烷和乙酸的分离效果。

本发明还提供了一种分离环己烷和乙酸的系统，包括精馏塔、塔顶冷凝器、油水分相罐、塔顶水相回流泵、塔顶油相回流泵、塔底冷却器；

所述的精馏塔包括精馏段和提馏段，精馏塔的底部连接有塔底再沸器；所述的精馏塔设置有进料口，精馏塔顶部设置有环己烷-水共沸物出口，底部设置有乙酸出口，精馏段还设置有回流入口；

所述的环己烷-水共沸物出口与油水分相罐的共沸物入口连接，该连接管路上设置有塔顶冷凝器；

油水分相罐还设置有注水口、水出口和油相出口；所述的水出口与精馏塔的回流入口连接，所述的油相出口与环己烷储罐连接。

精馏塔的乙酸出口与乙酸储罐连接，该连接管路上设置有塔底冷凝器。

作为优选，所述的精馏塔的进料口设置在精馏段和提馏段之间。

作为优选，油水分相罐的水出口通过塔顶水相回流泵与所述的精馏塔的回流入口贯通连接。

作为优选，油相出口通过塔顶油相回流泵与精馏塔的回流入口贯通连接。

作为优选，所述的精馏塔的精馏段和提馏段中均填充有金属钛θ环。

本发明还提供了所述的分离环己烷和乙酸的系统的应用方法，包括下述步骤：

步骤一：常压下，环己烷、醋酸混合物从精馏塔进料口加入，在油水分相罐水相区加入水；

步骤二：塔底再沸器加热升温，塔顶出料时，启动塔顶水相回流泵，调节水相回流流量，控制精馏塔的精馏段的上部温度为水与环己烷共沸温度69.4～69.6℃；启动塔顶油相回流泵，控制油相回流比小于或等于30；

步骤三：不断从油水分相罐的油相出口采出环己烷；从精馏塔的乙酸出口采出乙酸。

作为优选，步骤一中，控制精馏塔塔釜液位50-60％；在油水分相罐的水相区的水相液位30～50％。

作为优选，油水分相罐的水相区的水相液位水相液位通过补加水来控制。

作为优选，油水分相罐中，水相中水的质量浓度为98～99.9％。

作为优选，步骤二中，控制精馏塔的精馏段上部温度为69.4～69.6℃；进一步优选为69.4～69.5℃。

也即是，控制由环己烷-水共沸物出口输出的物料的温度为69.4～69.6℃。

作为优选，步骤二中，水的回流流量为塔顶油相回流与出料质量流量之和的9.0～11.0％；进一步优选为9.5～10.0％。

作为优选，步骤二中，油相回流比为1～10，更进一步优选为1～2。

本发明一种更优选的分离环己烷和乙酸的系统的应用方法，包括下述步骤：

步骤一：

常压下，环己烷、醋酸混合物从精馏塔进料口加入，建立塔釜液位50-60％，在油水分相罐(4)水相区加入水，建立水相液位30～50％；

步骤二：

塔底再沸器(8)加热升温，塔顶出料时，启动塔顶水相回流泵(5)，调节水相回流流量，控制精馏塔顶温度为水与环己烷共沸温度69.4～69.6℃；逐步建立塔顶油水分相罐(4)油相液位60-80％，，启动塔顶油相回流泵(6)，油相回流比控制为1～2；

步骤三：

不断从油水分相罐的油相出口采出环己烷；从精馏塔的乙酸出口采出乙酸；水相液位通过补加水来控制。

在工业化应用时，环己烷与乙酸的混合物由提馏段(1)和精馏段(2)之间进入精馏塔，在塔釜再沸器(8)的作用下，环己烷与乙酸精馏并共沸至塔上部，与塔顶回流的油相和水相进行传质和热交换，逐步形成水与环己烷的共沸物流出塔顶，塔顶温度约69.4℃，塔顶出料环己烷中的酸含量1～100ppm，塔釜温度约118℃，塔釜出料乙酸的质量浓度大于99.5％。

有益效果

本发明采用在精馏塔内精馏段中，将环己烷、乙酸共沸气相转变为环己烷、水的共沸气相，充分利用乙酸的相变潜热，减少了环己烷与乙酸的分离能耗，缩短了分离流程，降低投资成本和操作费用。

本发明中，向环己烷-乙酸的共沸体系(气氛)中投加水，并控制所述的温度，可分离得到高纯度的乙酸，回收的乙酸的含水量可控制在0.5％以下；且回收的环己烷的纯度高，研究发现，分离得到的环己烷的乙酸量可控制在100ppm以内。

附图说明

图1为本发明优选方案中所设计反应精馏制备乙酸环己酯中环己烷脱除乙酸工艺示意图。

图1中，1为提馏段、2为精馏段、3为塔顶冷凝器、4为油水分相罐、5为塔顶水相回流泵、6为塔顶油相回流泵、7为塔底冷却器、8为塔底再沸器。

具体实施方式

下面结合实施例来具体说明本发明，但实施例并不构成对本发明的限制。

本发明实施例中所用设备工艺如图1所示；其具体的参数和材质为：

在dn100×6000的反应精馏塔中分二段，上段是4000mm的精馏段装有5mm金属钛θ环，下段是2000mm的提馏段装有5mm金属钛θ环。塔顶装有冷凝器、油水分相罐、油相和水相回流泵，油水分相罐水相区有补水管。物料进入口位于精馏段2和提馏段1之间。塔釜采用电加热，塔釜物料经冷却后送至产品桶。

本发明所述的分离环己烷和乙酸的系统，包括精馏塔、塔顶冷凝器3、油水分相罐4、塔顶水相回流泵5、塔顶油相回流泵6、塔底冷却器7；

所述的精馏塔包括精馏段2和提馏段1，精馏塔的底部连接有塔底再沸器8；所述的精馏塔设置有进料口，该进料口设置在精馏段2和提馏段1之间。精馏塔顶部设置有环己烷-水共沸物出口，底部设置有乙酸出口，精馏段2还设置有回流入口；

所述的环己烷-水共沸物出口与油水分相罐4的共沸物入口连接，该连接管路上设置有塔顶冷凝器3；

油水分相罐4还设置有注水口、水出口和油相出口；所述的水出口和油相出口分别或合并后与精馏塔的回流入口连接；其中，油水分相罐4的水出口通过塔顶水相回流泵5与所述的精馏塔的回流入口贯通连接。油相出口通过塔顶油相回流泵6与精馏塔的回流入口贯通连接。

所述的油相出口还与环己烷储罐连接。

精馏塔的乙酸出口与乙酸储罐(产品桶，图1中未示出)连接，该连接管路上设置有塔底冷凝器。

实施例1

步骤一

常压下，质量分数为90％环己烷和10％乙酸的混合物以5kg/h流量从精馏塔进料口加入，建立塔釜液位60％；在油水分相罐(4)水相区加入水，建立水相液位30～50％。

步骤二

塔底再沸器(8)加热升温，塔顶出料时，启动塔顶水相回流泵(5)，调节水相回流流量0.81kg/h左右(回流水量为塔顶油相回流与出料质量流量之和的9％)，控制精馏塔顶温度为水与环己烷共沸温度69.4℃；逐步建立塔顶油水分相罐(4)油相液位60-80％，启动塔顶油相回流泵(6)，油相回流比控制为1，稳定运行后，水相中水的质量浓度为99.9％，塔顶出料环己烷含酸量为1ppm，塔釜温度为118℃左右，塔釜出料乙酸质量浓度为99.5％。

实施例2

步骤一

常压下，质量分数为5％环己烷和95％乙酸的混合物以5kg/h流量从精馏塔进料口加入，建立塔釜液位60％；在油水分相罐(4)水相区加入水，建立水相液位30～50％。

步骤二

塔底再沸器(8)加热升温，塔顶出料时，启动塔顶水相回流泵(5)，调节水相回流流量0.76kg/h左右(回流水量为塔顶油相回流与出料质量流量之和的10％)，控制精馏塔顶温度为69.6℃；逐步建立塔顶油水分相罐(4)油相液位60-80％，启动塔顶油相回流泵(6)，油相回流比控制为30，稳定运行后，水相中水的质量浓度为95％，塔顶出料环己烷含酸量为100ppm，塔釜温度为118℃左右，塔釜出料乙酸质量浓度为99.8％。

实施例3

步骤一

常压下，质量分数为50％环己烷和50％乙酸的混合物以5kg/h流量从精馏塔进料口加入，建立塔釜液位60％；在油水分相罐(4)水相区加入水，建立水相液位30～50％。

步骤二

塔底再沸器(8)加热升温，塔顶出料时，启动塔顶水相回流泵(5)，调节水相回流流量0.275kg/h左右(回流水量为塔顶油相回流与出料质量流量之和的11％)，控制精馏塔顶温度为水与环己烷共沸温度69.4℃；逐步建立塔顶油水分相罐(4)油相液位60-80％，不启动塔顶油相回流泵(6)，油相回流比控制为0，稳定运行后，水相中水的质量浓度为98％，塔顶出料环己烷含酸量为60ppm，塔釜温度为118℃左右，塔釜出料乙酸质量浓度为99.6％。

比较例1

如实施例3，常压下，质量分数为50％环己烷和50％乙酸的混合物以5kg/h精馏塔进料口加入，建立塔釜液位60％，塔釜升温，建立塔顶油水分相罐(4)油相液位60-80％，启动塔顶油相回流泵(6)，油相回流比控制为1；稳定运行后，精馏塔顶温度为78℃；塔顶油相环己烷含酸量为16wt％，无法分离环己烷与乙酸。

比较例2

如实施例3，常压下，质量分数为50％环己烷、25％乙酸和25％水的混合物以5kg/h精馏塔进料口加入，建立塔釜液位60％，塔釜升温，建立塔顶油水分相罐(4)油相液位60-80％，启动塔顶油相回流泵(6)，油相回流比控制为1；稳定运行后，精馏塔顶温度为69.4℃；塔顶油相环己烷含酸量为1ppm，塔釜出料乙酸质量浓度为63％，无法得到合格的乙酸。

从以上实施例和比较例可以看出，本发明分离环己烷与乙酸工艺简单，能耗物耗低，适合工业化。