二环己胺隔板塔精制工艺的制作方法

1.本发明涉及二环己胺提纯技术领域，具体涉及二环己胺隔板塔精制工艺。


背景技术：

2.二环己胺主要用于有机合成，也用作杀虫剂、酸性气体吸收剂和钢铁防锈剂，传统的二环己胺精制主要通过多级塔进行，成本高，能耗大，不符合产业需求。
3.而隔板塔对多组分分离优势大，隔板塔是一种完全热耦合精馏塔，其结构特征是在一精馏塔的内部设置一垂直隔板，将其分成上部公共精馏段、下部公共提馏段以及两侧精馏进料段(预分馏塔)和侧线采出段(主塔)。这种结构特征使得隔板塔成为一种热力学上较为理想的新型塔设备，具有既可以大幅提高热力学效率、降低能耗，又可以减少设备投资和占地面积的优势。在能源危机目益加剧的今天，隔板塔精馏工艺适宜推广，但目前隔板塔的应用案例少，尤其在二环己胺的精制应用中几乎没有先例，对此，本司拟通过隔板塔对二环己胺进行精制。


技术实现要素：

4.为解决上述至少一个技术缺陷，本发明提供了如下技术方案：
5.本技术文件公开二环己胺隔板塔精制工艺，隔板塔内真空精馏步骤如下：
6.1)二环己胺粗品液进入隔板塔的进料段进行预分馏，轻组分与二环己胺进入上部公共精馏段，重组分与二环己胺进入下部公共提馏段；
7.2)公共精馏段中组分的冷凝液在回流比：50
‑
100下进入塔内，经公共精馏段后分别进入隔板两侧的进料段及侧线采出段，分配进入进料段、侧线采出段的液体质量a、b需满足：以质量计，a≥b，公共精馏过程中塔顶温度＞130℃，塔顶压力≥
‑
90kpa；
8.公共提馏段对重组分、二环己胺进行分离，塔釜馏出重组分，提馏得到的组分与精馏段精馏得到的组分进入侧线采出段采出。
9.在精馏分离的整个过程中，回流比是精馏的核心，回流比是精馏设计和操作的重要参数。若设置的回流比太大，会使加热蒸汽及冷却水的消耗量增大，操作费增大。而且回流比太大使塔在操作时改变的难度加大，调节塔分离能力的作用也大大减小。
10.为了促进期望的分离，需要在侧线采出塔板上保持高浓度的二环己胺。对此经过大量实验后筛选出合适的回流比：50
‑
100。一般来说，若产品二环己胺纯度较低则可以适当增加回流比，若再沸器能耗较高可适当减小回流比。
11.精馏塔的压力直接影响被分离体系的沸点与相对挥发度，压力越低，物质的沸点也越低，精馏所需要的能耗也越少。对于二环己胺这种沸点较高的有机物，通常会采用真空精馏的方式。因此需要严格控制精馏塔塔顶的压力。压力升高会导致二环己胺纯度降低，再沸器热负荷增大。设计要求的塔顶表压不小于
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90kpa，对应的塔顶温度大于130℃，在二环己胺提纯中温度最大约160℃，当然对应可根据不同轻组分沸点进行调节。
12.隔板塔与传统精馏塔最大的不同之处在于在塔的中段需要进行液体的重新分配，
塔板持液量过大会造成液体逐渐积累，以至充满部分塔段，使上升气体受阻，使气、液两相的传质传热过程不能正常进行。而液体过少的时候则会出现塔板上液体完全蒸发，形成干板。这些现象都不利于精馏塔的正常操作。因此为了维持分隔璧两侧的精馏过程正常进行，需要对回流的液体进行重新的分配，经大量实验后得出进入产品侧的液体质量应不小于侧线采出质量的1倍，若一侧温度较高，应适当增加一侧的分配量，若产品纯度偏低可以适当增加产品采出侧的回流。
13.综上，本方案首次将隔板塔应用在二环己胺的精制中，经大量实验得具体的工艺参数，二环己胺的纯度大幅提升，且相比传统的多级塔精馏装置，隔板塔以一级塔即可实现二环己胺的提纯，能耗降低，设备数量减少，成本降低。
14.进一步，粗品液中二环己胺浓度大于90％，低沸物＜1％，高沸物＜9％，以质量计，经检测，由于二环己胺粗品液中含有环己基苯胺、二苯胺、环己胺、环己醇等杂质，这些杂质会直接影响二环己胺产品质量。当原料中的杂质含量升高时，会加大隔板塔分离的难度，对应优选出粗品液的浓度范围，以更好地提纯产品。
15.进一步，粗品液的进料温度范围：90
‑
130℃，粗品液的进料流量范围：1.0
‑
2.5t/h，进料的热状态、流量直接影响塔内的气液流量大小。当进料带入塔的热量增加时，如果保持回流比不变时，为保持塔顶冷凝器的负荷不变，进料越多则塔底供热就越少，则塔釜上升的蒸汽量就减少，从而减少提馏段每块塔板的分离能力；如果保持塔釜的汽化量不变，进入塔的热量增加，精馏段上升的蒸汽就越多，塔顶冷凝器的负荷增加，对此为保证精制的稳定运行，优选出进料温度范围。
16.进一步，公共精馏段底液相以分配盘承接并以隔板塔外的泵一抽出，通过流量控制器对进入隔板两侧进料段、侧线采出段的液体进行分配，以流量控制器重新、准确分配输送至进料段、侧线采出段的流量，有利于提高终品的纯度以及设备运行的稳定性。
17.进一步，增加液位控制器一以控制公共精馏段底液相的液位，泵向进料段、侧线采出段的输出管道上分别设置流量控制器一、流量控制器二，液位控制器一串级调节流量控制器一、流量控制器二的流量以对底液相的液位进行控制，准确分配流量并使底液相维持在合适的液位，有利于设备的平稳运行。
18.进一步，公共精馏段输向回流罐的管道上设置流量控制器三，回流罐出口处安装泵二，泵二出水口输向公共精馏段的管道上设置流量控制器四，且回流罐上设置液位控制器二以控制回流罐中液位，液位控制器二串级调节流量控制器三、流量控制器四的流量加和以控制回流罐的液位，有利于设备稳定运行。
19.进一步，隔板塔的塔釜处设置温度控制器，再沸器的载热体入口管道上设置流量控制器五，以温度控制器串级调节流量控制器五的流量以调节塔釜温度，有利于设备稳定运行。
20.进一步，容纳侧线采出段采出组分的中间罐进口处管道上设置流量控制器六且中间罐出口处设置泵三，泵三的出口与隔板塔侧线采出段之间以管道连接且该管道上设置流量控制器七，且中间储罐上设置液位控制器三，液位控制器三串级调节流量控制器六以控制中间罐内的液位，隔板塔塔釜处设置液位控制器四，以液位控制器四串级调节流量控制器七以控制塔釜液位，有利于设备稳定运行。
21.与现有技术相比，本发明的有益效果：
22.1、本发明首次将隔板塔应用在二环己胺的精制中，并优选具体工艺参数，精制后的二环己胺纯度大幅提升，能耗降低，成本降低，适合推广。
附图说明
23.为了更清楚地说明本发明实施例中的技术方案，下面将对实施例描述中所需要使用的附图作简单地介绍，显而易见地，下面描述中的附图仅仅是本发明的一些实施例，对于本领域普通技术人员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他的附图。
24.图1是本隔板塔结构示意图；
25.图2是公共精馏段底液相液位调节结构示意图；
26.图3是回流罐液位调节结构示意图；
27.图4是中间罐液位调节结构示意图；
28.图5是塔釜温度调节结构示意图；
29.图6是塔釜液位调节结构示意图；
30.其中，附图标记为：
31.1、隔板塔；2、预热器；3、回流罐；4、中间罐；5、再沸器；6、泵一；7、流量控制器一；8、流量控制器二；9、液位控制器一；10、液位控制器二；11、流量控制器三；12、泵二；13、流量控制器四；14、流量控制器五；15、液位控制器三；16、流量控制器六；17、泵三；18、液位控制器四；19、流量控制器七；20、温度控制器。
具体实施方式
32.下面结合附图和具体实施例对本发明作进一步说明。
33.如图1所示，隔板塔的理论板数在25
‑
35,对应侧线采出段的隔板塔外设置中间罐4以容纳采出的组分，对应公共精馏段的隔板塔外设置回流罐3，本隔板塔的进料段进口安装预热器2，塔釜外安装再沸器5。
34.其中，为方便调节分流，如图2所示，公共精馏段底液相以分配盘承接并以隔板塔外的泵一6抽出，泵一6向进料段、侧线采出段的输出管道上分别安装流量控制器一7、流量控制器二8，以分配进入进料段、侧线采出段的液体，并安装液位控制器一9以控制公共精馏段底液相的液位，以液位控制器一9串级调节流量控制器一7、流量控制器二8的流量以对底液相的液位进行控制。
35.为方便调节回流罐液位，如图3所示，公共精馏段输向回流罐3的管道上安装流量控制器三11，回流罐3出口处安装泵二12，泵二出水口输向公共精馏段的管道上安装流量控制器四13，并在回流罐3上安装液位控制器二10，液位控制器二10串级调节流量控制器三11、流量控制器四13的流量加和以控制回流罐内的液位，有利于设备稳定运行。
36.为方便调节中间罐、塔釜液位，如图4、图6所示，侧线采出段输向中间罐4的管道上安装流量控制器六16，并以泵三17与中间罐4连通，泵三17的出口与侧线采出段的管道上安装流量控制器七19，并在中间罐4上安装液位控制器三15，以液位控制器三15串级流量控制器六16以调节中间罐内液位，同时在隔板塔塔釜处安装液位控制器四18，以液位控制器四串级流量控制器七以调节塔釜内液位。
37.如图5所示，在塔釜处安装温度控制器20，并在再沸器5的载热体进口管道上安装流量控制器五14，以温度控制器串级流量控制器五以调节塔釜内温度。
38.以下以具体实施例做进一步的说明，实施例所用装置为上述隔板塔，理论板数为30。
39.实施例1
40.二环己胺隔板塔精制工艺，通过隔板塔内以真空精馏对二环己胺进行精制，步骤如下：
41.1)二环己胺粗品液经预热器预热后进入隔板塔的进料段进行预分馏，进料温度、流率如表1所示，轻组分与二环己胺进入上部公共精馏段，重组分与二环己胺进入下部公共提馏段。
42.2)公共精馏过程中，塔顶温度约130℃，塔顶压力约
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90kpa，公共精馏段分离后，轻组分排出，回流罐内冷凝液回流，回流比为60,经公共精馏段后经分配分别进入隔板两侧的进料段及侧线采出段形成回流，分配进入进料段、侧线采出段的液体质量a、b需满足：以质量计，a与b质量相同，即分液比为1，精制得到的组分从侧线段采出，采出流率2.51m3/h。
43.公共提馏段对重组分、二环己胺进行分离，塔釜得到重组分，采出流率为0.21m3/h，提馏得到的组分与精馏段精馏得到的组分进入侧线采出段采出至中间罐中，如表1所示，二环己胺浓度99.74％。
44.二环己胺的进料、温度、流量等如表1所示：
45.表1
46.描述进料轻组分重组分二环己胺质量分率wt％wt％wt％wt％己烷0.01352.17％0.00％0.00％环己胺0.299755.76％0.00％0.00％己醇0.00600.81％0.00％0.00％二环己胺95.444341.08％63.34％99.74％高沸物3.88610.04％34.25％0.00％低沸物0.19390.08％0.41％0.29％二亚胺0.00110.00％0.04％0.01％环己基苯胺0.00900.00％0.12％0.00％二苯胺0.14610.01％1.88％0.01％苯胺0.00030.04％0.00％0.00％体积流量(m3/h)2.50.350.212.51
47.实施例2
48.二环己胺的隔板塔精制工艺所需步骤与实施例1一致，区别点在于：
49.粗品液中，二环己胺的浓度为97％，塔顶温度约140℃，塔顶压力约
‑
95kpa，回流比为80，分配比为1.5，采出的二环己胺浓度为99.84％，其他如表2所示。
50.表2
51.描述进料轻组分重组分二环己胺质量分率wt％wt％wt％wt％
己烷0.03％2.17％0.00％0.00％环己胺0.75％55.76％0.00％0.00％己醇0.01％0.81％0.00％0.00％二环己胺97.00％41.08％63.34％99.84％高沸物1.75％0.04％34.25％0.00％低沸物0.30％0.08％0.41％0.15％二亚胺0.01％0.00％0.04％0.01％环己基苯胺0.01％0.00％0.12％0.00％二苯胺0.16％0.01％1.88％0.01％苯胺0.00％0.04％0.00％0.00％体积流量(m3/h)2.50.350.212.51
52.实施例3
53.二环己胺的隔板塔精制工艺所需步骤与实施例1一致，区别点在于：
54.粗品液中，二环己胺的浓度为96％，塔顶温度约150℃，塔顶压力约
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100kpa，回流比为100，分配比为2，采出的二环己胺浓度为99.79％，其他如表3所示。
55.表3
56.描述进料轻组分精馏塔釜液二环己胺质量分率wt％wt％wt％wt％己烷0.03％2.17％0.00％0.00％环己胺0.75％55.76％0.00％0.00％己醇0.01％0.81％0.00％0.00％二环己胺96.00％41.08％63.34％99.79％高沸物2.75％0.04％34.25％0.00％低沸物0.30％0.08％0.41％0.20％二亚胺0.01％0.00％0.04％0.01％环己基苯胺0.01％0.00％0.12％0.00％二苯胺0.16％0.01％1.88％0.01％苯胺0.00％0.04％0.00％0.00％体积流量(m3/h)2.50.350.212.51
57.经分析，相比原多级塔工艺，本工艺制备二环己胺的成本要降低30％左右。
58.以上仅是本发明的优选实施方式，本发明的保护范围并不仅局限于上述实施例，凡属于本发明思路下的技术方案均属于本发明的保护范围。应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理前提下的若干改进和润饰，这些改进和润饰也应视为本发明的保护范围。