一种含水三元共沸体系的节能分离装置的制作方法

1.本发明属于混合有机溶剂脱水精制过程领域，具体涉及一种含水三元共沸体系的节能分离装置。


背景技术：

2.工业上对混合溶剂多采用精馏分离的方法，对于含水的混合溶剂体系，因为其中的一种或多种溶剂与水形成二元共沸或多元共沸体系，使得混合溶剂的提纯精制变得复杂。采用常规的精馏方法能耗大、工艺复杂，对于共沸体系，需要采用加入第三组分，使得回收的溶剂中含有杂质，影响产品纯度及使用品质。
3.以蒸汽渗透脱水膜为核心的膜分离技术，以脱除组分的蒸汽分压压差为推动力，在有机溶剂脱水领域显示出了很大的优势，工艺路线简单，能耗低，不引入第三组分，产品纯度高。对于精细化工行业用到的含水三元共沸体系，体系复杂，且含有一定的杂质，需要找到一种高效、可靠、节能的工艺，解决常规精馏高能耗和产品纯度低的问题。


技术实现要素：

4.本发明的目的即在于解决精馏能耗高等问题，为实现此目的，本发明首先提供一种含水三元共沸体系的节能分离装置，包括第一分离塔、膜分离组件和第二分离塔，其中：所述的膜分离组件设有物料入口、渗余物出口和渗透物出口；所述的第二分离塔设有物料入口、塔顶气料出口和塔底物料出口；所述的第一分离塔的塔顶连接膜分离组件的物料入口；所述的第一分离塔的塔底连接第二分离塔物料入口；所述的膜分离组件的渗余物出口与第二分离塔连接。
5.另一方面，本发明提供利用上述含水三元共沸体系节能分离装置的一种含水三元共沸体系节能分离工艺，包括：(1)原料以1800～2200kg/h的质量流率输送至热交换设备预热，预热至50～70℃后进入操作压力为绝压75～85kpa的第一分离塔进行精馏，从第一分离塔塔底采出物料输送至操作压力为0.1～0.2mpa的第二分离塔进一步精馏； (2)从第二分离塔塔顶采出四氢呋喃成品与第一分离塔塔底物料进行换热，换热后采出为产品四氢呋喃，从第二分离塔塔底采出甲苯成品输送至热交换设备与原料进行换热，然后采出为产品甲苯；(3)从第一分离塔塔顶采出的物料经回流后输送至膜分离组件进行脱水，脱水后的渗余物(即四氢呋喃成品)作为热交换介质与第二分离塔的塔底物料换热后采出收集为产品四氢呋喃，渗透物(即水蒸气)经过渗透物处理组件直接排出体系。
6.使用上述本发明的装置及方法进行含水三元共沸体系的节能分离，充分利用膜分离组件渗余物的蒸汽潜能，实现了能量的集成，降低了能耗，减少了一次蒸汽的消耗。整套装置操作简单方便，运行平稳。
附图说明
7.图1是本发明一种一种含水三元共沸体系的节能分离装置的流程示意图，其中：
8.1、第一热交换设备；2、第一分离塔；3、膜分离组件；4、第二分离塔；5、第二热交换设备；6、第三热交换设备；7、渗透物处理组件；8、第四热交换设备；9、第五热交换设备。
具体实施方式
9.以下结合技术方案和附图详细叙述本发明的具体实施方式。
10.本发明提供一种一种含水三元共沸体系的节能分离装置，包括第一分离塔、膜分离组件和第二分离塔。一次精馏后的四氢呋喃水共沸物进入膜分离单元，并在此进行膜分离过程。水分子透过分子筛膜形成渗透物，由渗透物处理组件排出体系。分子尺寸较大的四氢呋喃则被分子筛膜截留，得到纯度满足要求的四氢呋喃产品。并且在系统设计中，使产品与物料之间形成热交换，以回收利用产品热源实现对物料的加热。
11.具体实施方式中，包括第一分离塔2、膜分离组件3和第二分离塔4，其中：所述的膜分离组件3设有物料入口、渗余物出口和渗透物出口；所述第二分离塔4设有物料入口、塔顶气料出口和塔底物料出口；所述的第一分离塔2连接第一热交换设备1，且设有塔顶第二热交换设备5和塔底第三热交换设备6；所述的第二分离塔4设有塔底第四热交换设备8，塔顶气料出口与第五热交换设备9连接；所述的第二分离塔4 的塔顶气料出口还与第三热交换设备6连接；所述的第一分离塔2的塔顶连接膜分离组件3的物料入口；所述的第一分离塔2的塔底连接第二分离塔4物料入口；所述的膜分离组件3的渗透物出口连接渗透物处理组件7；所述的膜分离组件3的渗余物出口通过第四热交换设备8与第二分离塔4连接。
12.上述本发明所述及的一种含水三元共沸体系的节能分离装置中：
13.所述的第一热交换设备1提供含水甲苯四氢呋喃原料和成品甲苯换热的场所，来自第二分离塔4塔釜物料甲苯作为热交换介质进入第一热交换设备1，将热量交换给含水甲苯四氢呋喃和来自第一分离塔3塔顶蒸汽含水四氢呋喃的混合原料，提高混合原料进入膜分离组件2的温度和压力。根据工艺需求，第一热交换设备1可以选择但不限于固定管板式列管换热器、浮头式列管换热器、u型管列管换热器、螺旋板式换热器、螺旋管缠绕换热器、板式换热器。
14.所述的第一分离塔2用于实现四氢呋喃共沸组分精馏脱除，塔顶采出为四氢呋喃和水的常压共沸物，塔底采出甲苯和四氢呋喃的混合物料。第一分离塔2可以选择但不限于板式塔、填料塔。
15.所述的膜分离单元用于实现异丙醇和水的高效分离。为实现该目的，所述的膜分离单元优选无机分子筛膜分离单元，由n(n是正整数)个分子筛膜组件3组成。膜组件可以是单管程或多管程，单个膜组件面积可控于5平米到300平米。每套装置中设置的膜组件个数n根据分离目的确定；当n大于1时，根据物料情况、分离目标等，可将膜组件串联或并联。另一方面，从组件结构上，本发明可以采用但不限于恒温膜组件或折流板式膜组件等具体形式。本发明的具体实施方式中，分子筛膜组件的可具体举例但不限于板式、管式、中空纤维式或螺旋板式分子筛膜组件，优选管式分子筛膜组件。适用的分子筛类型包括lta，sod，fau，mor，fer，mfi，phi，bea， cha，eri，及其混晶分子筛膜，优选a型分子筛膜。
16.所述的第二分离塔4用于实现四氢呋喃和甲苯的精馏分离，塔顶采出为四氢呋喃蒸汽，塔底采出为甲苯物料。第二分离塔4可以选择但不限于板式塔、填料塔。
17.所述的第二热交换设备5接收来自第一分离塔3的塔顶蒸汽，冷凝使塔顶蒸汽产生
回流。第二热交换设备5可以选择但不限于固定管板式列管换热器、浮头式列管换热器、u型管列管换热器、螺旋板式换热器、螺旋管缠绕换热器、板式换热器。
18.所述的第三热交换设备6提供甲苯四氢呋喃混合物料和四氢呋喃蒸汽的热交换场所，在此处，来自第二分离塔4的塔顶蒸汽四氢呋喃作为热交换介质进入第三热交换设备6，将热量交换给甲苯四氢呋喃混合物料，后者得以加热后进入第二分离塔4。根据工艺需求，第三热交换设备6可以选择但不限于固定管板式列管换热器、浮头式列管换热器、u型管列管换热器、螺旋板式换热器、螺旋管缠绕换热器、板式换热器。
19.所述的渗透物处理组件7用于接收来自膜分离组件3的渗透物，并对其进一步处理使其直接排出。渗透物处理组件可以选择但不限于真空机组、带蒸汽冷凝回收的真空机组。
20.所述的第四热交换设备8接收来自第二分离塔4的塔釜物料，冷凝使塔底物料产生回流。第四热交换设备8可以选择但不限于固定管板式列管换热器、浮头式列管换热器、u型管列管换热器、螺旋板式换热器、螺旋管缠绕换热器、板式换热器。
21.所述的第五热交换设备9接收四氢呋喃蒸汽，并对其进一步冷凝以获得产品四氢呋喃。第五热交换设备9可以选择但不限于固定管板式列管换热器、浮头式列管换热器、u型管列管换热器、螺旋板式换热器、螺旋管缠绕换热器、板式换热器。
22.在上述装置的结构描述中，对于本领域技术人员可以通过本领域现有技术确定的零部件未予以描述，这些零部件可举例但不限于：用于连接各个设备的管道、存储和/ 或供给含水甲苯四氢呋喃的原料储罐、用于接收/处理甲苯和四氢呋喃产品的产品储罐等。并且，结合上文描述，本领域技术人员可以在现有技术的指导下，根据设计需要及要求确定最为合适的设备选择及选型，毋庸赘述。
23.本发明另一方面提供一种含水三元共沸体系的节能分离工艺，该方法利用上述本发明的装置进行含水三元共沸体系的节能分离，包括如下步骤：
24.(1)含水3～15wt％，含甲苯5～20wt％，含四氢呋喃70～80wt％的原料以1800～2200kg/h的质量流率输送至第一热交换设备预热1，预热至60
±
2℃后进入操作压力为绝压75～85kpa的第一分离塔2进行精馏，从第一分离塔2塔底采出物料输送至操作压力为0.1～0.2mpa的第二分离塔4进一步精馏；所述的第一分离塔2采用负压操作，塔顶温度52～62℃，塔釜温度65～75℃，塔顶回流比为0.5～3；所述的第二分离塔 4塔顶温度70～85℃，塔釜温度110～130℃，塔顶回流比为0.5～3；
25.(2)从第二分离塔4塔顶采出四氢呋喃成品与第一分离塔2塔底物料在第三热交换设备6换热，换热后经第五热交换设备9采出为产品四氢呋喃，从第二分离塔4塔底采出甲苯成品输送至第一热交换设备1与原料进行换热，然后采出为产品甲苯；
26.(3)从第一分离塔2塔顶采出的物料经第二热交换设备5换热，换热后部分回流至第一分离塔2，部分输送至膜分离组件3进行脱水，脱水后的渗余物(即四氢呋喃成品)作为热交换介质与第二分离塔4的塔底物料在第四热交换设备8换热后采出收集为产品四氢呋喃，渗透物(即水蒸气)经过渗透物处理组件7直接排出体系；所述的膜分离组件渗余侧压力为0.5～0.7mpa，温度为120～140℃，渗透侧采用真空操作。
27.下面以实施例对本发明的内容及效果做进一步说明，但不应理解为对本发明内容任意形式的限定。本实施例中，所述的方法中使用如附图1所示意的一种含水三元共沸体系的节能分离装置，装置中各个设备的选用如下所述：
28.所述的第一热交换设备1选用固定管板式列管换热器。
29.所述的第一分离塔2选用填料塔。
30.所述的膜分离组件3选用管式分子筛膜组件；分子筛膜选用a型分子筛膜。
31.所述的第二分离塔4选用填料塔。
32.所述的第二热交换设备5选用固定管板式列管换热器。
33.所述的第三热交换设备6选用固定管板式列管换热器。
34.所述的渗透物处理组件7选用带蒸汽冷凝回收的真空机组。
35.所述的第四热交换设备8选用固定管板式列管换热器。
36.所述的第五热交换设备9选用固定管板式列管换热器。
37.使用上述设备进行含水三元共沸体系节能分离的方法是：
38.(1)含水3wt％，含甲苯17wt％，含四氢呋喃80wt％的原料以2000kg/h的质量流率输送至固定管板式列管换热器1，预热至60℃后进入操作压力为绝压80kpa，理论板数20块，塔顶温度57℃，塔底温度70℃，塔顶回流比为2的填料塔2进行精馏；从填料塔2塔底采出为四氢呋喃和甲苯的混合液，质量流率646kg/h，温度70℃，其中含四氢呋喃47.3％、含甲苯52.65％、含水小于0.05％，输送至操作压力为0.15mpa，理论板数25块，塔顶操作温度78℃，塔釜操作温度120℃，回流比为2的填料塔4 进一步精馏；
39.(2)从填料塔4塔顶采出四氢呋喃成品质量流率为303kg/h，质量分率为99.9％以上，与填料塔2塔底物料在固定管板式列管换热器6进行换热，换热后的产品四氢呋喃经固定管板式列管换热器9冷却到40℃后采出，从填料塔4塔底采出甲苯成品质量流率为343kg/h，甲苯质量分率99％，温度为120℃，输送至固定管板式列管换热器 1与原料进行换热，然后采出为产品甲苯；
40.(3)从填料塔2塔顶采出的物料经固定管板式列管换热器5换热后，部分回流至填料塔2，部分输送至管式分子筛膜组件3进行脱水，管式分子筛膜组件3内安装有 a型分子筛膜，膜面积配备为48m2，膜侧的原料蒸汽压力为0.6mpa，温度为130℃，渗透侧采用真空操作，真空压力为1kpa；脱水后的渗余物四氢呋喃成品含水率为 0.4wt％，作为热交换介质与填料塔4的塔底物料在固定管板式列管换热器8换热，换热后采出收集为产品四氢呋喃；渗透物水蒸气质量流率为55kg/h，经过带蒸汽冷凝回收的真空机组7冷凝到0℃直接排出体系。
41.本方法通过膜分离装置实现了水分的去除，简化了四氢呋喃甲苯混合溶剂的提纯工艺。通过第二分离塔塔顶蒸汽给第一分离塔塔釜提供热源，减少了第一分离塔塔釜外部热源能量的输入。通过膜分离装置本身具有的四氢呋喃蒸汽高温品味，为第二分离塔塔釜提供热源，减少了外部热源能量的输入。通过第二分离塔塔釜采出的高温甲苯物料，给原料四氢呋喃预热，再次回收热能。实现了能量的有效集成，降低了能耗和运行成本。