CN111825639A - 四氢呋喃脱水精制方法 - Google Patents

Abstract

本发明提供了四氢呋喃脱水精制方法，包括下述步骤：原料以2600～3000kg/h的质量流率输送至热交换设备进行预热，预热至90～130℃后进入操作压力大于绝压0.2MPa的膜分离组件中进行脱水；脱水后的膜渗余侧溶剂通过精馏单元继续分离，得到四氢呋喃产品；从精馏单元采出的成品甲苯先被输送至热交换设备与原料进行换热，经冷却后得到甲苯产品。使用本发明方法进行四氢呋喃脱水精制，无需再对蒸汽渗透膜装置产生的渗透液废水进行回收，降低了能耗，回收液中的水分无需再次进行脱水，提高了单程脱水效率，节约了蒸汽消耗和***固定投资。常压塔塔顶得到的少量含水溶剂，再次循环回到前端膜分离装置，实现了水分的完全脱除。

Description

四氢呋喃脱水精制方法

技术领域

本发明属于混合有机溶剂脱水精制过程领域，具体涉及四氢呋喃脱水精制方法。

背景技术

四氢呋喃是一种杂环有机化合物，属于醚类，是芳香族化合物呋喃的完全氢化产物。是一种无色、低粘度的透明液体，具有类似***的气味，具有低毒、低沸点、流动性好等特点，是一种重要的有机化工及精细化工原料，最主要的用途是生产聚四亚甲基醚二醇(PTMEG)及制造聚氨酯弹性纤维、弹性体和聚氨酯人造革等。随着国内对聚氨酯弹性纤维和弹性体的需求量迅速增长，四氢呋喃需求量也将迅速增加。

工业上对混合溶剂多采用精馏分离的方法，对于四氢呋喃的混合溶剂体系，因为其中的一种或多种溶剂与四氢呋喃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。

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四氢呋喃混合溶剂体系，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。

发明内容

本发明的目的即在于提供四氢呋喃脱水精制的方法，并公开适用于该方法的一套四氢呋喃脱水精制的低能耗整体装置。

本发明所述的四氢呋喃脱水精制方法包含下述步骤：原料以2600～3000kg/h的质量流率输送至热交换设备进行预热，预热至90～130℃后进入操作压力大于绝压0.2MPa的膜分离组件进行脱水；脱水后的膜渗余侧溶剂通过精馏单元继续分离，得到四氢呋喃产品；从精馏单元采出的成品甲苯先被输送至热交换设备与原料进行换热，经冷却后得到甲苯产品。

为上述本发明四氢呋喃脱水精制方法得以充分实施，本发明进一步提供一套适用于上述方法的四氢呋喃脱水精制装置，包括膜分离单元和精馏单元，其中：所述的膜分离单元包括第一热交换设备和膜分离组件；所述的第一热交换设备设有原料进口、原料出口、换热介质进口、换热介质出口；膜分离组件设有原料入口，渗余物出口和渗透物出口；所述的膜分离组件的渗余物出口连接精馏单元；所述的精馏单元的物料出口与第一热交换设备的换热介质进口连接。在利用该装置实施四氢呋喃脱水精制的方法中包括下述步骤：原料进入第一热交换设备预热，预热使用的热源由换热介质提供；经预热后的原料物进入膜分离组件脱水，经膜分离单元分离所得的渗余物进入精馏单元，从精馏单元采出四氢呋喃蒸汽和甲苯物料，四氢呋喃蒸汽经冷凝后采集为合格的四氢呋喃成品，甲苯物料作为热交换介质进入第一热交换设备，与原料进行热交换后采集为甲苯成品。

使用上述本发明的方法进行四氢呋喃脱水精制，采用的混合溶剂脱水精制工艺，无需再对蒸汽渗透膜装置产生的渗透液废水进行进一步回收，如此又降低了能耗，回收液中的水分无需再次进入膜分离装置进行脱水，提高了单程脱水效率，节约了蒸汽消耗和***固定投资。常压塔塔顶得到的少量含水溶剂，再次循环回到前端膜分离装置，实现了水分的完全脱除。

附图说明

图1是本发明四氢呋喃脱水精制装置的流程示意图，其中：

1、第一热交换设备；2、膜分离组件；3、第一分离塔；4、第二分离塔；5、第二热交换设备；6、第三热交换设备；7、第四热交换设备；8、第五热交换设备；9、渗透物处理组件。

具体实施方式

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。

本发明提供四氢呋喃脱水精制方法，包括原料预热后进入膜分离组件进行脱水；脱水后的膜渗余侧溶剂通过精馏单元继续分离，得到四氢呋喃产品；从精馏单元采出的成品甲苯先被输送至热交换设备与原料进行换热，经冷却后得到甲苯产品。

为了更好地实施上述本发明的方法，本发明的具体实施方式中，提供一种专用于该方法使用的四氢呋喃脱水精制装置，所述方法使用该装置。其中所述及的四氢呋喃脱水精制装置包括膜分离单元和精馏单元，其中：所述的膜分离单元包括第一热交换设备1和膜分离组件2；其中所述的第一热交换设备1设有原料进口、原料出口、换热介质进口、换热介质出口；膜分离组件2设有原料入口，渗余物出口和渗透物出口；所述的膜分离组件2的渗余物出口连接精馏单元；所述的精馏单元的物料出口与第一热交换设备1的换热介质进口连接。

待处理的四氢呋喃原料经预热进入膜分离单元，并在此进行膜分离过程。水分子透过分子筛膜形成渗透物，由膜分离单元排出体系。分子尺寸较大的甲苯四氢呋喃则被分子筛膜截留，进入精馏单元，分离出甲苯和四氢呋喃产品。并且在***设计中，使产品与原料物之间形成热交换，以回收利用产品热源实现对原料物的加热。

具体实施方式中，所述的膜分离单元包括第一热交换设备1、膜分离组件2和渗透物处理组件9；所述的精馏单元包括第一分离塔3、第二热交换设备5、第三热交换设备6和第二分离塔4、第四热交换设备7、第五热交换设备8；其中所述的第一热交换设备1设有原料进口、原料出口、换热介质进口、换热介质出口；膜分离组件2设有原料入口，渗余物出口和渗透物出口；所述的膜分离组件2的渗余物出口连接精馏单元；所述的精馏单元的物料出口与第一热交换设备1的换热介质进口连接；所述的第二热交换设备5还与第一热交换设备1连接；所述的第三热交换设备6还连接第二分离塔4的塔顶蒸汽出口；所述的第五热交换设备8还连接第三热交换设备6。

上述本发明所述及的四氢呋喃脱水精制装置中：

所述的第一热交换设备1提供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。

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2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。

所述的第一分离塔3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3可以选择但不限于板式塔、填料塔。

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。

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。

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。

所述的第四热交换设备7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7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。

所述的第五热交换设备8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。

所述的渗透物处理组件9用于接收来自膜分离组件2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。

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/或供给四氢呋喃原料的原料储罐、用于接收/处理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。

结合上述具体实施方式中的四氢呋喃脱水精制装置，本发明所述的四氢呋喃脱水精制方法可以进一步描述为如下步骤：

(1)含水3～15wt％、含甲苯5～20wt％、含四氢呋喃70～80wt％的原料与来自第一分离塔3塔顶采出的物料混合以2700～3300kg/h的质量流率输送至热交换设备进行预热，预热至110±2℃，预热采用的热源为来自分离单元的成品甲苯；预热后的原料进入膜分离组件2脱水，操作压力为绝压0.2～0.4MPa；渗透物经渗透物处理组件9后直接排出；

(2)脱水后的渗余物进入第一分离塔3进行分离，从第一分离塔3塔顶采出的蒸汽经过第二热交换设备3换热后，部分回流至第一分离塔3继续参与反应，部分输送至第一热交换设备1的原料入口参与反应；第一分离塔3采用常压操作，塔顶温度60～66℃，塔釜温度70～80℃，塔顶回流比为1.1±0.2；

(3)从第一分离塔3塔底采出的物料输送至第二分离塔4继续分离，从第二分离塔4塔顶采出的蒸汽，输送至第三热交换设备6提供热源，换热后的物料部分返回第二分离塔4塔顶继续参与反应，部分经过第五热交换设备8采出成品四氢呋喃；第二分离塔4采用加压操作，操作压力绝压0.2～0.6MPa，塔顶温度100～110℃，塔釜温度150～170℃，塔顶回流比为0.5±0.2；

(4)从第二分离塔4塔底采出的物料，经第四热交换设备7换热后回流至第二分离塔4继续参与反应，成品甲苯从塔底输送至第一热交换设备1提供热源后经冷凝采出。

本发明整体技术方案的优选除考虑上述优选技术特征的应用，还应当考虑技术特征的组合对于整体方案的影响。本发明提供上述四氢呋喃脱水精制方法具体实施例以具体说明本发明实施的方式及效果。本实施例中，所述的方法中使用如附图1所示意的四氢呋喃脱水精制装置，装置中各个设备的选用如下所述：

所述的第一热交换设备1选用固定管板式列管换热器。

所述的膜分离组件2选用管式分子筛膜组件；分子筛膜选用A型分子筛膜。

所述的第一分离塔3选用填料塔。

所述的第二分离塔4选用填料塔。

所述的第二热交换设备5选用固定管板式列管换热器。

所述的第三热交换设备6选用固定管板式列管换热器。

所述的第四热交换设备7选用固定管板式列管换热器。

所述的第五热交换设备8选用固定管板式列管换热器。

所述的渗透物处理组件9选用带蒸汽冷凝回收的真空机组。

结合上述装置实施的四氢呋喃脱水精制方法包括如下步骤：

(1)来自精细化工反应与精制工序的含水6wt％、含甲苯17wt％、含四氢呋喃77％原料与来自填料塔3塔顶采出的四氢呋喃水共沸物混合以2980kg/h的质量流率输送至固定管板式列管换热器1进行预热，预热至110℃，预热采用的热源为来自分离单元的成品甲苯；预热后的原料进入管式分子筛膜组件2脱水，操作压力为0.3MPa；渗透物含混合溶剂小于1wt％经带蒸汽冷凝回收的真空机组9后直接排出；

(2)脱水后的渗余物甲苯四氢呋喃含水0.5wt％进入填料塔3进行分离，从填料塔3塔顶采出的四氢呋喃水共沸物含水6wt％含四氢呋喃94wt％经过固定管板式列管换热器3冷凝后，回流至填料塔3继续参与反应，部分输送至固定管板式列管换热器1的原料入口参与反应；填料塔3采用常压操作，塔顶温度63℃，塔釜温度75℃，塔顶回流比为1.1；

(3)从填料塔3塔底采出的物料输送至填料塔4继续分离，从填料塔4塔顶采出的蒸汽，输送至固定管板式列管换热器6提供热源，换热后的物料部分返回填料塔4塔顶继续参与反应，部分经过固定管板式列管换热器8采出成品四氢呋喃；填料塔4采用加压操作，操作压力绝压0.3MPa，塔顶温度105℃，塔釜温度155℃，塔顶回流比为0.5；

(4)从填料塔4塔底采出的物料，经固定管板式列管换热器7换热后回流至填料塔4继续参与反应，成品甲苯从塔底输送至固定管板式列管换热器1提供热源后经冷凝采出。

本方法需要输入一次蒸汽供热的是填料塔4塔釜固定管板式列管换热器7，其他供热全部进行能量回用，综合每处理一吨含水混合溶剂原料，需要消耗的蒸汽量是1.1～1.2吨。与传统的纯精馏工艺相比，节能效益可达30～40％以上。

Claims (10)

1.四氢呋喃脱水精制方法，其特征在于，包括如下步骤：原料以2600～3000kg/h的质量流率输送至热交换设备进行预热，预热至90～130℃后进入操作压力大于绝压0.2MPa的膜分离组件中进行脱水；脱水后的膜渗余侧溶剂通过精馏单元继续分离，得到四氢呋喃产品；

从精馏单元采出的成品甲苯先被输送至热交换设备与原料进行换热，经冷却后得到甲苯产品。

2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的原料含水3～15wt％，含甲苯5～20wt％，含四氢呋喃70～80wt％。

3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的原料预热温度为110±2℃。

4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的膜分离组件采用的操作压力为0.2～0.4MPa。

5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述的精馏单元包括一级精馏模块和二级精馏模块，其中所述的一级精馏模块包括第一分离塔，所述的二级精馏模块包括第二分离塔。

6.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，所述的第一分离塔，采用常压操作，塔顶温度60～66℃，塔釜温度70～80℃，塔顶回流比为0.5～3。

7.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，所述的第二分离塔，采用加压操作，操作压力绝压0.2～0.6MPa，塔顶温度100～110℃，塔釜温度150～170℃，塔顶回流比为0.3～3。

8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，该方法使用四氢呋喃脱水精制装置，包括膜分离单元和精馏单元，其中：所述的膜分离单元包括第一热交换设备(1)和膜分离组件(2)；

其中所述的第一热交换设备(1)设有原料进口、原料出口、换热介质进口、换热介质出口；膜分离组件(2)设有原料入口，渗余物出口和渗透物出口；

所述的膜分离组件(2)的渗余物出口连接精馏单元；所述的精馏单元的物料出口与第一热交换设备(1)的换热介质进口连接。

9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于：包括膜分离脱水单元和精馏单元，所述的膜分离单元包括第一热交换设备(1)、膜分离组件(2)和渗透物处理组件(9)；所述的精馏单元包括第一分离塔(3)、第二热交换设备(5)、第三热交换设备(6)和第二分离塔(4)、第四热交换设备(7)、第五热交换设备(8)；

其中所述的第一热交换设备(1)设有原料进口、原料出口、换热介质进口、换热介质出口；膜分离组件(2)设有原料入口，渗余物出口和渗透物出口；

所述的膜分离组件(2)的渗余物出口连接精馏单元；所述的精馏单元的物料出口与第一热交换设备(1)的换热介质进口连接；所述的第二热交换设备(5)还与第一热交换设备(1)连接；所述的第三热交换设备(6)还连接第二分离塔(4)的塔顶蒸汽出口；所述的第五热交换设备(8)还连接第三热交换设备(6)。

10.根据权利要求9所述的方法，其特征在于，包括下述步骤：

(1)含水3～15wt％、含甲苯5～20wt％、含四氢呋喃70～80wt％的原料与来自第一分离塔(3)塔顶采出的物料混合以2700～3300kg/h的质量流率输送至热交换设备进行预热，预热至110±2℃，预热采用的热源为来自分离单元的成品甲苯；预热后的原料进入膜分离组件(2)脱水，操作压力为绝压0.2～0.4MPa；渗透物经渗透物处理组件(9)后直接排出；

(2)脱水后的渗余物进入第一分离塔(3)进行分离，从第一分离塔(3)塔顶采出的蒸汽经过第二热交换设备(3)换热后，部分回流至第一分离塔(3)继续参与反应，部分输送至第一热交换设备(1)的原料入口参与反应；第一分离塔(3)采用常压操作，塔顶温度60～66℃，塔釜温度70～80℃，塔顶回流比为1±0.2；

(3)从第一分离塔(3)塔底采出的物料输送至第二分离塔(4)继续分离，从第二分离塔(4)塔顶采出的蒸汽，输送至第三热交换设备(6)提供热源，换热后的物料部分返回第二分离塔(4)塔顶继续参与反应，部分经过第五热交换设备(8)采出成品四氢呋喃；第二分离塔(4)采用加压操作，操作压力绝压0.2～0.6MPa，塔顶温度100～110℃，塔釜温度150～170℃，塔顶回流比为0.5±0.2；

(4)从第二分离塔(4)塔底采出的物料，经第四热交换设备(7)换热后回流至第二分离塔(4)继续参与反应，成品甲苯从塔底输送至第一热交换设备(1)提供热源后经冷凝采出。

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