聚甲氧基二甲醚精制分离系统及利用该系统制备聚甲氧基二甲醚的方法与流程

本发明涉及聚甲氧基二甲醚精制分离技术领域，具体涉及一种聚甲氧基二甲醚精制分离系统及利用该系统制备聚甲氧基二甲醚的方法。

背景技术：

dmmn(聚甲氧基二甲醚)是国际上公认的降低油耗和减少烟气排放的新型环保型燃油调和组份，十六烷值高(80～100cn)，低温流动性好，能够改善柴油的燃烧性能，减少汽车尾气的排放。dmmn物性与柴油相近，调和到柴油中使用不需要对车辆发动机供油系统进行改造。国外大公司相继对dmmn的生产技术进行开发和研究，通过试验和应用研究表明：添加20％的这种含氧化物，烟度最高可降低80％～90％，nox可以降低50％，同时热效率也比现在单用柴油要高。

至今生产dmmn采用精馏技术，但能耗较高需进一步改变工艺流程，才达到节能降耗的目的。另外，也有用苯萃取进行分离，其缺点是苯为剧毒物质，萃取后不能完全分离干净，导致产品中含苯，对环境影响较大，而且苯萃取工艺流程较长，能耗较高，废水产生量大，且废水中含苯处理难度较大。

dmmn产品组份为dmm2、dmm3、dmm4、dmm5、dmm6、dmm7、dmm8及重组分。其中，dmm2产品现有工艺已经能完全分离，但dmm3-8是混合物，无法完全分离。

技术实现要素：

本发明的目的在于提供一种聚甲氧基二甲醚精制分离系统及利用该系统制备聚甲氧基二甲醚的方法，以解决现有dmmn分离技术分离效果不佳、无法实现dmmn产品多样化以及成本较高的问题。

本发明解决上述技术问题的技术方案如下：

一种聚甲氧基二甲醚精制分离系统，包括：依次连接的粗制系统、精制系统和除杂系统；

粗制系统包括产品塔、第一再沸器和dmm2产品储罐；第一再沸器设置于产品塔的塔底段，产品塔的顶部物料出口与dmm2产品储罐连接，产品塔的底部物料出口通过第一塔釜出料泵连接至精制系统；

精制系统包括精制塔、第二再沸器、预冷却设备、塔顶受液罐以及与预冷却设备连接的蒸汽喷射泵；第二再沸器设置于精制塔的塔底段；精制塔中部的物料入口与产品塔的底部物料出口连接，精制塔的顶部物料出口依次与预冷却设备、塔顶受液罐连接，精制塔的底部物料出口分成两个支管路，其中一个支管路通过再沸器循环泵连接至第二再沸器，另一个支管路通过第二塔釜出料泵连接至dmm5-8产品储罐；塔顶受液罐的出口连接有第二塔顶出料泵，第二塔顶出料泵的出口分成两个支管路，其中一个支管路与精制塔的塔顶段回流口连接，另一个支管路连接至除杂系统。

进一步地，在本发明较佳的实施例中，上述预冷却设备包括第一冷却器和第二冷却器，第一冷却器的入口与精制塔的顶部物料出口连接，第一冷却器的出口分别与塔顶受液罐和第二冷却器的入口连接，第二冷却器的出口与塔顶受液罐的入口连接。

进一步地，在本发明较佳的实施例中，上述精制系统还包括塔顶出料冷却器，塔顶出料冷却器设置于第二塔顶出料泵与除杂系统之间的支管路上。

进一步地，在本发明较佳的实施例中，上述精制系统还包括塔釜出料冷却器，塔釜出料冷却器设置于第二塔釜出料泵与dmm5-8产品储罐之间的支管路上。

进一步地，在本发明较佳的实施例中，上述第一塔釜出料泵的入口与产品塔的底部物料出口连接，第一塔釜出料泵的出口分成两个支管路，其中一个支管路与产品塔的塔底段回流口连接，另一个支管路与精制塔的物料入口连接。

进一步地，在本发明较佳的实施例中，上述粗制系统还包括第一塔顶出料泵，第一塔顶出料泵的入口与dmm2产品储罐的物料出口连接，第一塔顶出料泵的出口分成两个支管路，其中一个支管路与产品塔的塔顶段回流口连接，另一个支管路连接至dmm2精馏塔。

进一步地，在本发明较佳的实施例中，上述除杂系统包括并联的第一吸附罐和第二吸附罐，第一吸附罐和第二吸附罐的入口均与塔顶受液罐的出口连接，第一吸附罐和第二吸附罐的出口均与dmm3-4产品储罐连接。

利用上述的聚甲氧基二甲醚精制分离系统制备聚甲氧基二甲醚的方法，包括：

(1)将来自脱轻塔的dmm2-8产品输送至产品塔中，通过蒸馏，将分离得到的dmm2产品从产品塔顶部输出至dmm2产品储罐，将分离得到的dmm3-8产品从产品塔底部输出至精制塔；其中，产品塔的操作温度为138℃；

(2)将dmm3-8产品在精制塔中精馏，将分离得到的dmm3-4产品从精制塔顶部输出至预冷却设备中冷却至40℃，将分离得到的dmm5-8产品从精制塔底部输出，dmm5-8产品出料分成两股，其中一股在再沸器循环泵的作用下经第二再沸器利用后再次返回至精制塔中，另一股作为产品输出、装捅；其中，精制塔的操作温度为173℃；

(3)将dmm3-4产品在除杂系统中进行除杂处理；其中，除杂系统的运行温度不高于80℃。

进一步地，在本发明较佳的实施例中，步骤(2)包括以下具体步骤：

(21)在开机之前，对精制塔的管路以及泵进行预热，预热至75-80℃；

(22)打开预冷却设备的冷却水进出口阀门，开启蒸汽喷射泵，并且调节精制塔塔内的压力至-94kpa；

(23)精制塔进料，建立塔底液位；当塔底液位占精制塔容积的20％时，开启第二再沸器，调节精制塔塔釜的运行温度为170-175℃，塔顶温度为95-100℃；控制塔底正常运行液位为占精制塔容积的60％；

(24)待精制塔塔釜物料中dmm5含量达到28％时开启第二塔釜出料泵，采出dmm5-8产品；待精制塔塔顶的dmm3-4纯度达到99.5％时开启第二塔顶出料泵，将dmm3-4产品输送至除杂系统中。

本发明具有以下有益效果：

本发明通过精制塔将混杂在dmm3-8产品中的dmm3-4分离出来，可获得dmm2、dmm3-4、dmm5-8产品，使得产品多样化，使用范围更加广泛；而且在分离过程中利用精制塔塔釜出料的dmm5-8产品的热量，将其作为第二再沸器的热源，将产品热量进行回收利用，减少了蒸汽消耗量，节能环保，减少了生产成本。

本发明将设置在粗制塔和精制塔各自塔顶段和塔底段的出料泵的出口均分成两个支管路，每个出料泵的其中一个支管路均采用回流至原塔的连接方式进行连接；其中，粗制塔的第一塔顶出料泵通过支管路与粗制塔连接，将dmm2产品中未分离的dmm3-8产品再次蒸馏，从而提高dmm2产品的纯度；粗制塔的第一塔釜出料泵通过支管路与粗制塔连接，将dmm3-8产品再次返回至塔釜中进行蒸馏反应，将dmm3-8产品中未分离的少量dmm2再次分离出去，提高生产效率，同时也使得dmm3-8产品更加纯正，减少dmm2的残留。精制塔的第二塔顶出料泵通过支管路与精制塔连接，将dmm3-4产品中未分离的dmm5-8产品再次精馏，从而提高dmm3-4产品的纯度；同时通过再沸器循环泵将塔釜底部出料口的其中一部分的dmm5-8产品泵送至第二再沸器，为第二再沸器提供热源，减少蒸汽用量，换热后再次返回至精制塔中的dmm5-8产品可以进一步分离提纯。

本发明将精制塔顶部的dmm3-4产品通过冷却设备进行冷却，其中，第一冷却器将塔顶的dmm3-4汽相降温至65℃冷凝成液体后流入受液罐，第二冷却器将第一冷却器未冷凝的部分dmm3-4汽相进一步降温至25℃冷凝成液体后流入受液罐。本发明通过双冷却器能够更好的防止汽相流入尾气系统，提高生产效率。

本发明调节精制塔的运行温度和压力为170-175℃、-94kpa，从而将混杂在dmm3-8产品中的dmm3-4产品有效分离出来。

附图说明

图1为本发明的聚甲氧基二甲醚精制分离系统的结构示意图；

图2为本发明的聚甲氧基二甲醚精制分离系统的粗制系统的结构示意图；

图3为本发明的聚甲氧基二甲醚精制分离系统的精制系统的结构示意图；

图4为本发明的聚甲氧基二甲醚精制分离系统的除杂系统的结构示意图。

图中：100-聚甲氧基二甲醚精制分离系统；10-粗制系统；101-产品塔；102-第一再沸器；103-dmm2产品储罐；104-第一塔顶出料泵；105-第一塔釜出料泵；20-精制系统；201-精制塔；202-第二再沸器；203-冷却设备；204-塔顶受液罐；205-蒸汽喷射泵；206-第二塔顶出料泵；207-第二塔釜出料泵；208-再沸器循环泵；209-塔顶出料冷却器；210-塔釜出料冷却器；211-第一冷却器；212-第二冷却器；30-除杂系统；301-第一吸附罐；302-第二吸附罐。

具体实施方式

以下结合附图对本发明的原理和特征进行描述，所举实例只用于解释本发明，并非用于限定本发明的范围。

实施例

请参照图1，本发明实施例的聚甲氧基二甲醚精制分离系统100包括：依次连接的粗制系统10、精制系统20和除杂系统30。

请参照图2，粗制系统10包括产品塔101、第一再沸器102、dmm2产品储罐103、第一塔顶出料泵104和第一塔釜出料泵105。第一再沸器102设置于产品塔101的塔底段。产品塔101的顶部物料出口与dmm2产品储罐103连接，产品塔101的底部物料出口通过第一塔釜出料泵105连接至精制系统20。第一塔顶出料泵104的入口与dmm2产品储罐103的物料出口连接，第一塔顶出料泵104的出口分成两个支管路，其中一个支管路与产品塔101的塔顶段回流口连接，另一个支管路连接至dmm2精馏塔(图未示)。第一塔釜出料泵105的入口与产品塔101的底部物料出口连接，第一塔釜出料泵105的出口分成两个支管路，其中一个支管路与产品塔101的塔底段回流口连接，另一个支管路与精制塔201的物料入口连接。

请参照图3，精制系统20包括精制塔201、第二再沸器202、预冷却设备203、塔顶受液罐204、与预冷却设备203连接的蒸汽喷射泵205、塔顶出料冷却器209以及塔釜出料冷却器210。第二再沸器202设置于精制塔201的塔底段。精制塔201中部的物料入口与产品塔101的底部物料出口连接。精制塔201的顶部物料出口依次与预冷却设备203、塔顶受液罐204连接。精制塔201的底部物料出口分成两个支管路，其中一个支管路通过再沸器循环泵208连接至第二再沸器202，另一个支管路通过第二塔釜出料泵207连接至dmm5-8产品储罐。塔顶受液罐204的出口连接有第二塔顶出料泵206。第二塔顶出料泵206的出口分成两个支管路，其中一个支管路与精制塔201的塔顶段回流口连接，另一个支管路连接至除杂系统30。塔顶出料冷却器209设置于第二塔顶出料泵206与除杂系统30之间的支管路上。塔釜出料冷却器210设置于第二塔釜出料泵207与dmm5-8产品储罐(图未示)之间的支管路上。

预冷却设备203包括第一冷却器211和第二冷却器212，第一冷却器211的入口与精制塔201的顶部物料出口连接，第一冷却器211的出口分别与塔顶受液罐204和第二冷却器212的入口连接，第二冷却器212的出口与塔顶受液罐204的入口连接。

请参照图4，除杂系统30包括并联的第一吸附罐301和第二吸附罐302，第一吸附罐301和第二吸附罐302的入口均与塔顶受液罐204的出口连接，第一吸附罐301和第二吸附罐302的出口均与dmm3-4产品储罐连接。

利用上述的聚甲氧基二甲醚精制分离系统100制备聚甲氧基二甲醚的方法，包括：

(1)将来自脱轻塔的dmm2-8产品输送至产品塔101中，通过蒸馏，将分离得到的dmm2产品从产品塔101顶部输出至dmm2产品储罐103，将分离得到的dmm3-8产品从产品塔101底部输出至精制塔201；其中，产品塔101的操作温度为138℃；

(2)将dmm3-8产品在精制塔201中精馏，将分离得到的dmm3-4产品从精制塔201顶部输出至预冷却设备203中冷却至40℃，将分离得到的dmm5-8产品从精制塔201底部输出，dmm5-8产品出料分成两股，其中一股在再沸器循环泵208的作用下经第二再沸器202利用后再次返回至精制塔201中，另一股作为产品输出、装捅；其中，精制塔201的操作温度为173℃；

(3)将dmm3-4产品在除杂系统30中进行除杂处理；其中，除杂系统30的运行温度不高于80℃。

上述步骤(2)包括以下具体步骤：

(21)在开机之前，对精制塔201的管路以及泵进行预热，预热至75-80℃；

(22)打开预冷却设备203的冷却水进出口阀门，开启蒸汽喷射泵205，并且调节精制塔201塔内的压力至-94kpa；

(23)精制塔201进料，建立塔底液位；当塔底液位占精制塔201容积的20％时，开启第二再沸器202，调节精制塔201塔釜的运行温度为170-175℃，塔顶温度为95-100℃；控制塔底正常运行液位为占精制塔201容积的60％；

(24)待精制塔201塔釜物料中dmm5含量达到28％时开启第二塔釜出料泵207，采出dmm5-8产品；待精制塔201塔顶的dmm3-4纯度达到99.5％时开启第二塔顶出料泵206，将dmm3-4产品输送至除杂系统30中。

下面对本发明的聚甲氧基二甲醚精制分离系统100的工作原理进行说明。

将来自脱轻塔(图未示)的dmm2-8产品输送至粗制塔中进行蒸馏分离，得到dmm2产品和dmm3-8产品。将分离得到的dmm2从粗制塔的顶部物料出口输出，在dmm2产品储罐103中收集。dmm2产品储罐103的出口与第一塔顶出料泵104连接，在第一塔顶出料泵104的作用下，一部分dmm2产品直接泵送至dmm2精馏塔，进一步提纯，另一部分泵送至粗制塔的顶段，进行再次蒸馏，提高dmm2产品纯度。将分离得到的dmm3-8从粗制塔的底部物料出口输出，在第一塔釜出料泵105的作用下，一部分dmm3-8产品直接泵送至精制塔201，进行下一步分离，另一部分泵送至粗制塔的底段，进行再次蒸馏，将混杂在dmm3-8产品中的dmm2分离出去。

将来自粗制塔的dmm3-8产品从精制塔201的物料入口输入，精馏后，得到dmm3-4产品和dmm5-8产品。将分离得到的dmm3-4从精制塔201的顶部物料出口输出，经冷却设备203(第一冷却器211和第二冷却器212)冷却后，在塔顶受液罐204中收集。塔顶受液罐204的出口与第二塔顶出料泵206连接，在第二塔顶出料泵206的作用下，一部分dmm3-4产品直接泵送至塔顶出料冷却器209，进一步冷却后，输送至除杂系统30进行除杂处理；另一部分泵送至精制塔201的顶段，进行再次精馏，提高dmm3-4产品纯度。将分离得到的dmm5-8从精制塔201的底部物料出口输出，并分成两股，一股dmm5-8产品在第二塔釜出料泵207的作用下泵送至塔釜出料冷却器210，进行冷却，然后装捅；另一股dmm5-8产品在再沸器循环泵208的作用下泵送至第二再沸器202中，为第二再沸器202提供热源，换热后再返回至精制塔201中，进行再次精馏，将混杂在dmm5-8产品中的dmm3-4分离出去。

将来自精制塔201的dmm3-4产品分成两股分别输入值除杂系统30的第一吸附罐301和第二吸附罐302中进行吸附除杂，除去dmm3-4产品中残留的少量甲醛，得到精制dmm3-4产品。

对比例

现有的dmmn产品分离工艺流程如下：

(1)来自c-33060脱轻塔的dmm2-8产品进入c-33080产品塔通过精馏将dmm2和dmm3-8分离，热源来自塔釜再沸器蒸汽加热；dmm2从塔顶出料去dmm2产品储罐；dmm3-8由塔釜出料泵送入薄膜蒸发器。该塔操作温度是138℃；

(2)e-33084薄膜蒸发器顶出料是dmm3-6,经第一冷却器和第二冷却器冷却后送入产品杂质吸附罐，去除产品中的少量甲醛；薄膜蒸发器底出料是重组份(n大于6)去反应器继续反应。

该工艺制得的产品形式只有dmm2和dmm3-6产品，种类较少。

将本发明与现有工艺进行能耗和成本对比，结果见表1。

表1

从表1可以看出，本发明相对于现有工艺，除了产品种类更加丰富以外，其生产成本也仅为现有工艺的50％左右，极大地节约了生产成本。

以上所述仅为本发明的较佳实施例，并不用以限制本发明，凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。