CN114956935B - 一种电子级含水有机物耦合深度脱水方法及*** - Google Patents

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Abstract

发明公开了一种电子级含水有机物耦合深度脱水方法，包括：原料汽化完全汽化并过热，得到过热气体；膜分离粗脱水；膜渗余侧富有机物气体进行脱水处理，得到高纯有机物气体，高纯有机物气体经过热泵加压后与原料换热，再经冷却器冷却、G5级超滤装置过滤，得到有机物产品；分子筛再生；精馏，膜分离设备渗透侧水汽经冷凝进入精馏塔进行精馏处理。本发明还公开了一种电子级含水有机物耦合深度脱水***，包括：预热及汽化过热***、膜分离***、分子筛***、精馏***。本发明结合膜分离脱水及分子筛脱水的优点，配套热泵节能技术和热耦合设计，能耗低、无废水废气，能够高效率地对多种与水近沸或共沸的有机物进行深度脱水。

Description

一种电子级含水有机物耦合深度脱水方法及***
技术领域
本发明属于有机物处理领域，涉及一种电子级含水有机物耦合深度脱水方法及***，具体涉及一种含水有机物低能耗、高效率的耦合脱水方法。
背景技术
甲醇、乙腈、乙醇、乙酸乙酯、异丙醇、正丙醇、正丁醇、叔丁醇、四氢呋喃、丙酮、碳酸二甲酯(DMC)、N-甲基吡咯烷酮(NMP)等均是化工医药生产领域常用的有机物，应用极其广泛。使用过程中，这些有机物常常会吸收水分或者加水配成所需浓度，或者生产这些有机物时的原料通常是含有大量水分的。因为这些有机物与水共沸或近沸，无法通过常规手段进行有机物与水的分离，较难制备得到高浓度、含水量极低的有机物。
目前，有如下几种途径可以实现上述有机物与水的分离：
一、共沸精馏技术，即在有机物与水的混合物中加入第三种物质，与水或者有机物形成最低共沸物，破坏原有的共沸体系将水与有机物进行分离。该方法缺点是：1.共沸剂存在损耗，需要补充；2.共沸剂可能无法与水或有机物彻底分离，导致产品纯度不高；3.为获得电子级高纯有机物，必须增加塔高及回流比，导致设备费用及操作费用增加。
二、膜分离技术，即利用水与有机物在特制膜中的渗透速度不同，实现水与有机物的分离。该方法的优点是：与精馏相比，能耗低，装置紧凑，操作灵活。该方法也存在如下缺点：1.膜分离不彻底，适合用于粗脱水工况；2.为得到高纯度产品，需要多级膜梯级处理，膜面积剧增，设备费用高。如发明专利申请CN 112062655 A公开了一种乙醇深度脱水方法，主要由两级膜分离实现水与乙醇的分离，需要很大的膜面积且渗透侧会产生高COD废水。
三、分子筛脱水技术，即利用分子筛对水的选择性吸附，将水与有机物进行分离。该方法的优点是：脱水极限高，适合深度脱水。该方法的缺点是：1.脱水容量小，处理高含水量的体系需要大量分子筛，且需要频繁再生；2.再生消耗大量能源；3.分子筛报废后产生大量固废。
四、上述技术的组合。如中国专利CN 213446913 U公开了一种联合精馏汽化膜MVR技术回收无水乙醇的***，采用先精馏后膜分离的方法，将全部原料先进行精馏实现原料汽化，能耗高，后续膜分离操作产生废气废水。
发明内容
本发明的目的是提供一种低能耗、高效率的脱水方法，结合精馏、膜分离及分子筛的优点进行耦合操作，且采用热量综合利用设计和热泵技术，最大程度降低能耗。
本发明的目的是通过以下技术方案得以实现的：
一种电子级含水有机物耦合深度脱水方法，包括如下步骤：
步骤(1)、原料汽化：原料进入预热及汽化过热***完全汽化并过热，得到过热气体；
步骤(2)、膜分离粗脱水：过热气体进入膜分离设备，在膜分离设备的渗余侧得到含有少量水的富有机物气体，在膜分离设备的渗透侧得到含有少量有机物的水汽；
步骤(3)、分子筛深度脱水：膜渗余侧含少量水的富有机物气体从上往下经过第一分子筛吸附罐进行脱水处理，经过分子筛深度脱水后，得到高纯有机物气体，高纯有机物气体经过热泵加压后进入预热及汽化过热***中的耦合预热***与原料换热，将原料预热或部分汽化以回收高纯有机物气体的热量，再经冷却器冷却、G5级超滤装置过滤，到有机物产品；
步骤(4)、分子筛再生：当第一分子筛吸附罐中的分子筛吸附饱和，将膜渗余侧含少量水的富有机物气体切换至第二分子筛吸附罐进行深度脱水处理，第二分子筛吸附罐排出的高纯有机物气体经过热泵加压后，一部分进入预热及汽化过热***中的耦合预热***与原料换热，再经冷却器冷却、G5级超滤装置过滤，得到有机物产品；另一部分经加热器加热，自底部进入第一分子筛吸附罐，从下而上经过吸附饱和的分子筛将水反吹出实现分子筛再生，第一分子筛吸附罐顶部排出水和有机物的混合气体与原料混合，进入预热及汽化过热***完全汽化并过热，得到过热气体，按照步骤(2)、步骤(3)重新进行脱水；当第二分子筛吸附罐中的分子筛吸附饱和，将膜渗余侧含少量水的富有机物气体切换至第一分子筛吸附罐进行深度脱水，对第二分子筛吸附罐中的分子筛进行再生；
步骤(5)、精馏：步骤(2)膜分离设备渗透侧含有少量有机物的水汽经冷凝进入精馏塔进行精馏处理，分离得到有机物-水混合物与选自符合达标排放的水或高纯有机物中的一种，有机物-水混合物与原料混合后重新进入预热及汽化过热***进行脱水；当精馏得到符合达标排放的水时，一部分水去尾气吸收***作为吸收液，余下直接排放。
步骤(1)中，所述的原料为与水近沸或者共沸的有机物与水的混合物；所述的有机物为甲醇、乙腈、乙醇、乙酸乙酯、异丙醇、正丙醇、正丁醇、叔丁醇、四氢呋喃、丙酮、DMC或NMP等；所述的混合物中有机物的含量≥90％wt。
装置刚启用时，原料直接进入汽化过热器，由汽化过热器进行完全汽化并过热，得到过热气体；当装置循环建立，产出无水有机物蒸汽后，原料先进入预热及汽化过热***的耦合预热***，与分子筛吸附罐排出的经过热泵加压的高纯有机物气体换热，原料预热或部分汽化，耦合预热***出口处原料的温度比操作压力下的原料中所含物质最高沸点高5～10℃，再进入汽化器过热器完全汽化并过热，得到过热气体。
所述的汽化过热器的供热介质为蒸汽、导热油或电热等热源。汽化过热器设有液位计和液相排净口，由液相排净口排出原料中极少量无法汽化的重金属杂质等，进一步提高产品品质。
所述的过热气体的过热温度为5～20℃(即过热气体的温度比操作压力下的原料中所含物质最高沸点高5～20℃)，过热气体的压力为0.2～2.5MPa，优选为0.25～1MPa。
步骤(2)中，所述的膜分离设备采用通道孔径大于水分子直径且小于有机物分子直径的分离膜，原料中水分子在压力差及浓度差推动下优先透过膜到达渗透侧，而大分子有机物无法通过膜孔被截留在渗余侧，从而实现水与有机物的分离。
所述的分离膜为JTMZ-3分子筛管式膜(江苏九天高科技公司)或ZMA-1中空纤维膜(南京膜材料产业技术研究院有限公司)。
所述的膜分离设备的操作温度为60～300℃，优选100～260℃，渗余侧的压力为0.2～2.5MPa，优选为0.25～1MPa，渗透侧的压力为0.0001～0.08MPa，优选为0.001～0.02MPa。
所述的含有少量水的富有机物气体中有机物含量≥99.5％wt。
步骤(3)中，所述的分子筛为3A分子筛、4A分子筛、5A分子筛、13X分子筛、硅胶等中的一种或者多种。
所述的脱水处理的操作温度为50～350℃，优选为80～300℃，操作压力为0.2～2.5MPa，优选为0.25～1MPa。
所述的高纯有机物气体中有机物的含量≥99.995％wt。
所述的高纯有机物气体经过热泵加压至0.2～3MPa，优选至0.25～2MPa；高纯有机物气体经过热泵加压后进入预热及汽化过热***中的耦合预热***与原料换热，再经冷却器冷却至10～70℃，优选至10～40℃。
所述的有机物产品中有机物含量≥99.995％wt，水含量小于50ppm。
步骤(4)中，高纯有机物气体经过热泵加压后，再经过加热器加热至130～350℃，优选至150～300℃。分子筛再生的时间为2～48h，优选为4～24h。
所述的加热器的供热介质为蒸汽、导热油或电热等热源。
步骤(5)中，所述的精馏塔为板式塔或填料塔，塔板数为10～50块，优选为15～30块；进料位置为4～25块板处，优选为6～15块板处；塔顶操作温度为30～160℃，优选为50～130℃；塔釜操作温度为80～250℃，优选为90～220℃；操作压力为0.001～0.5MPa，优选为0.05～0.3MPa；回流比为0.2～8，优选为0.5～4。
具体的，步骤(2)膜分离设备渗透侧含有少量有机物的水汽经冷凝进入精馏塔进行精馏处理，分离得到有机物-水混合物、符合达标排放的水，或有机物-水混合物、高纯有机物。
所述的符合达标排放的水纯度≥99.999％wt，有机物含量小于10ppm；所述的高纯有机物中有机物含量≥99.99％wt，水含量小于100ppm，可以作为低级成品外卖。
作为本发明所述的电子级含水有机物耦合深度脱水方法的优选技术方案，还包括：
步骤(6)、尾气吸收：缓冲罐及第二冷凝器、回流罐排出的含有机物的尾气自底部进入尾气吸收塔，以来自精馏塔的水或新鲜水为吸收液，尾气与吸收液逆流接触，由吸收液吸收尾气中的有机物，尾气从塔顶达标排放，吸收液自塔釜经塔外循环至塔顶直至吸收液接近饱和，将饱和吸收液送至精馏塔进行精馏，并补入精馏塔来水或新鲜水保持吸收液量充足。
其中，尾气吸收塔为板式塔或填料塔，塔板数为5～20块，优选为10～15块；操作温度10～60℃，优选为20～40℃；操作压力0.001～0.3MPa，优选为0.01～0.2MPa。
本发明的另一个目的是提供一种电子级含水有机物耦合深度脱水***，包括：预热及汽化过热***、膜分离***、分子筛***、精馏***；
所述的预热及汽化过热***包括耦合预热***、汽化过热器，原料经耦合预热***冷侧入口进入***，耦合预热***的冷侧出口与汽化过热器的冷侧入口连接，汽化过热器的冷侧出口与膜分离***的进口连接；所述的膜分离***包括膜分离设备、真空泵、第一冷凝器、缓冲罐；所述的膜分离设备的渗余侧出口与所述的分子筛***连接，膜分离设备的渗透侧出口依次经真空泵、第二冷凝器与缓冲罐的入口连接，缓冲罐的液相出口经进料泵与精馏***连接，缓冲罐的出气口与尾气***连接；
所述的分子筛***包括至少两个并联的分子筛吸附罐、加热器、热泵、冷却器，分子筛吸附罐一用一备；每个分子筛吸附罐顶部入口与膜分离设备的渗余侧出口连接，每个分子筛吸附罐底部出口与热泵入口连接，热泵出口设有两条管路；一条管路与耦合预热***的热侧入口连接，耦合预热***的热侧出口与冷却器的热侧入口连接，冷却器的热侧出口经G5级超滤装置与产品储罐连接；另一条管路经加热器与每个分子筛吸附罐底部的再生气入口连接，每个分子筛吸附罐顶部的再生气出口与汽化过热器的冷侧入口连接；
所述的精馏***包括精馏进料耦合预热器、精馏塔、再沸器、第二冷凝器、回流罐、回流泵、出料泵；所述的精馏进料耦合预热器的冷侧入口经进料泵与缓冲罐连接，精馏进料耦合预热器的冷侧出口与精馏塔的进料口连接；精馏塔塔底配备再沸器，精馏塔塔顶出口经第二冷凝器与回流罐连接，回流罐的出液口与回流泵的入口连接，回流泵的出口设有两条管路，第一管路与精馏塔塔顶回流口连接，第二管路与耦合预热***的冷侧入口连接，当精馏塔塔顶排出的液体为有机物-水混合物时，经第二管路返回耦合预热***进行重新脱水；精馏塔塔釜出口与出料泵连接，出料泵的出口设有两条管路，一条管路与精馏进料耦合预热器的热侧入口连接，精馏塔塔釜为水时，塔釜物料经该管路进入精馏进料耦合预热器与精馏进料换热；另一条管路与耦合预热***的冷侧入口连接，精馏塔塔釜为高纯有机物时，塔釜物料经该管路与原料混合后进入***重新脱水。
优选的，所述的耦合预热***包括至少一个耦合预热器；根据实际的物系及含水率调整耦合预热器的数量，可采用一个耦合预热器的一级预热或多个耦合预热器串联的多级预热。
优选的，在所述的G5级超滤装置采用孔径0.2nm的纳滤膜。
优选的，所述的分子筛吸附罐可以为两个，分子筛吸附罐一用一备；所述的分子筛吸附罐也可以为三个，分子筛吸附罐一用一备一再生。
作为本发明所述的电子级含水有机物耦合深度脱水的***优选技术方案，还包括尾气处理***；所述的尾气处理***包括尾气吸收塔、循环泵；所述的尾气吸收塔的进气口分别与缓冲罐的出气口、第二冷凝器的出气口、回流罐的出气口连接，尾气吸收塔的吸收液入口分别与精馏进料耦合预热器的热侧出口、第三管路连接，尾气吸收塔的底部出液口与循环泵连接，循环泵出口设有两条管路，一条管路与尾气吸收塔塔顶的循环口连接，另一条管路与精馏塔的进料口连接。
优选的，所述的回流泵的出口设有第三管路，第三管路与尾气处理***的吸收液入口连接，当精馏塔塔顶排出的液体为水时，经第三管路进入尾气吸收塔作为吸收液。
优选的，所述的精馏进料耦合预热器的热侧出口设有两条管路，一条管路用于排出符合达标排放的水或高纯有机物，另一条管路与尾气处理***的吸收液入口连接，当塔釜排出的液体为达标排放的水时，经另一条管路将水送入尾气吸收塔。
与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：
1、CN 112062655 A主要依靠两级膜分离实现水与乙醇的分离，需要很大的膜面积且渗透侧会产生高COD废水；而本发明采用一级膜粗脱水+分子筛深度脱水技术，膜面积大大减少，且膜分离渗透侧出的废水可处理为排放达标的水，且回收绝大部分有机物。
2、CN 213446913 U采用先精馏后膜分离的方法，将全部原料先进行精馏实现原料汽化，能耗高，后续膜分离操作产生废气废水；本发明利用热泵耦合等一系列操作，能耗大大降低，且后续工序无任何废水废气。
3、本发明结合膜分离脱水及分子筛脱水的优点，配套热泵节能技术和热耦合设计，能耗低、无废水废气，能够高效率地对多种与水近沸或共沸的有机物进行深度脱水。具体表现为：膜分离适用于高含水量物质粗脱水，分子筛适用于低含水量物质的深度脱水。且通过热泵技术及合理的能量梯级回收利用，将整套***的能耗降到最低，与传统共沸精馏及膜分离等脱水工艺相比，相同处理量的能耗指标降低55～70％。并采用精馏技术将膜分离渗透侧出的含少量有机物的废水回收利用，将精馏得到的有机物送至前工序套用，保证原料无损失，水相与精馏进料耦合预热器换热回收热量后，直接达标排放，无需额外处理。综合设备费用及操作费用对比如表1所示(以30000t/a乙醇脱水为例)。
表1.本发明方法与现有技术比较
本发明方法 分子筛脱水 膜分离 共沸精馏
蒸汽t/产品t 0.22 0.33 0.45 0.7
循环水t/产品t 10 15 25 40
低温水t/产品t 3.8 6 12 20
冷冻水t/产品t 0 0.5 1 1.5
电kw/产品t 25.5 15 5 7
总运行成本 280万 369万 488万 763万
总设备投资 1350 1500 1450 900
废水出口 20ppm 1000ppm 600ppm 200ppm
备注：蒸汽按照300元/吨，电0.7元/(kw·h)，循环水0.3元/吨，低温水1元/吨，产能3840kg/h。
附图说明
图1是本发明含水有机物耦合深度脱水***的结构示意图。
图1中，1a-一级耦合预热器，1b-二级耦合预热器，2-汽化过热器，3-膜分离设备，4a-第一分子筛吸附罐，4b-第二分子筛吸附罐，5-加热器，6-热泵，7-冷却器，8-真空泵，9-第一冷凝器，10-缓冲罐，11-精馏塔，12-第二冷凝器，13-回流罐，14-进料泵，15-精馏进料耦合预热器，16-回流泵，17-尾气吸收塔，18-循环吸收泵，19-出料泵，20-G5级超滤装置。
具体实施方式
以下结合附图和具体实施例对本发明的技术方案作进一步详细说明。
实施例1
如图1所示，一种电子级含水有机物耦合深度脱水的***，包括：预热及汽化过热***、膜分离***、分子筛***、精馏***和尾气处理***。
所述的预热及汽化过热***包括耦合预热***、汽化过热器2，所述的耦合预热***包括串联的一级耦合预热器1a和二级耦合预热器1b，二级耦合预热器1b的冷侧出口与汽化过热器2的冷侧入口连接，汽化过热器2的冷侧出口与膜分离***的进口连接；所述的膜分离***包括膜分离设备3、真空泵8、第一冷凝器9、缓冲罐10；所述的膜分离设备3的渗余侧出口与所述的分子筛***连接，膜分离设备3的渗透侧出口依次经真空泵8、第二冷凝器9与缓冲罐10的入口连接，缓冲罐10的液相出口经进料泵14与精馏***连接，缓冲罐10的出气口与尾气***连接。
所述的分子筛***包括至并联的第一分子筛吸附罐4a、第二分子筛吸附罐4b、加热器5、热泵6、冷却器7，分子筛吸附罐一用一备；每个分子筛吸附罐顶部入口与膜分离设备3的渗余侧出口连接，每个分子筛吸附罐底部出口与热泵6入口连接，热泵6出口设有两条管路；一条管路依次与二级耦合预热器1b、一级耦合预热器1a的热侧入口连接，一级耦合预热器1a的热侧出口与冷却器7的热侧入口连接，冷却器7的热侧出口端设有G5级超滤装置(内部设有孔径0.2nm的纳滤膜)20，G5级超滤装置20的出口经产品采出管路与产品储罐连接；另一条管路经加热器5与每个分子筛吸附罐底部的再生气入口连接，每个分子筛吸附罐顶部的再生气出口与汽化过热器2的冷侧入口连接。
所述的精馏***包括精馏进料耦合预热器15、精馏塔11、再沸器、第二冷凝器12、回流罐13、回流泵16、出料泵19；所述的精馏进料耦合预热器15的冷侧入口经进料泵14与缓冲罐10连接，精馏进料耦合预热器15的冷侧出口与精馏塔11的进料口连接；精馏塔11塔底配备再沸器，精馏塔11塔顶出口经第二冷凝器12与回流罐13连接，回流罐13的出液口与回流泵16的入口连接，回流泵16的出口设有三条管路，第一管路与精馏塔11塔顶回流口连接，第二管路与一级耦合预热器1a的冷侧入口连接，当精馏塔11塔顶排出的液体为有机物-水混合物时，经第二管路返回耦合预热***进行重新脱水，第三管路与尾气处理***的尾气吸收塔17的吸收液入口连接，当精馏塔11塔顶排出的液体为水时，经第三管路进入尾气吸收塔17作为吸收液；精馏塔11塔釜出口与出料泵19连接，出料泵19的出口设有两条管路，一条管路与精馏进料耦合预热器15的热侧入口连接，精馏塔塔釜为水时，塔釜物料经该管路进入精馏进料耦合预热器15与精馏进料换热；另一条管路与耦合预热***的冷侧入口连接，精馏塔塔釜为高纯有机物时，塔釜物料经该管路与原料混合后进入***重新脱水；精馏进料耦合预热器15的热侧出口设有两条管路，一条管路用于排出符合达标排放的水或高纯有机物，另一条管路与尾气处理***的尾气吸收塔17的吸收液入口连接，当塔釜排出的液体为达标排放的水时，经该管路将水送入尾气吸收塔17。
所述的尾气处理***包括尾气吸收塔17、循环泵18；所述的尾气吸收塔17的进气口分别与缓冲罐10的出气口、第二冷凝器12的出气口、回流罐13的出气口连接，尾气吸收塔17的吸收液入口分别与精馏进料耦合预热器15的热侧出口、第三管路连接，尾气吸收塔17的底部出液口与循环泵18连接，循环泵18出口设有两条管路，一条管路与尾气吸收塔17塔顶的循环口连接，另一条管路与精馏塔11的进料口连接。来自精馏塔的水打入吸收塔塔釜，再从吸收塔釜排出，由循环泵18送至尾气吸收塔塔顶，逆流吸收尾气中的有机物，合格尾气从塔顶排放，吸收液回至塔釜，继续循环至塔顶吸收尾气。
本实施例电子级含水有机物耦合深度脱水的***中，通过阀门或开关控制管路的开关，阀门或开关的设置为本领域常规设置。
原料为某工厂产出的含水乙醇，其中乙醇含量为92.4％wt，水7.6％wt，流量4250kg/h。基于本实施例电子级含水有机物耦合深度脱水的***处理该含水乙醇，步骤如下：
步骤(1)、原料预热：***刚启动时原料(常温)不经过预热，在汽化过热器2中用0.8MPa蒸汽作为热源使其完全汽化并过热，得到温度为125℃、压力为0.44MPa的过热气体(过热5℃)；***整体运行后，热泵6产出高温高压有机物气体，依次经过二级耦合预热器1b、一级耦合预热器1a用于原料预热，原料经过一级耦合预热器1a升温至107℃、0.44MPa，再经过二级耦合预热器1b升温至120℃、0.44MPa，而后送至汽化过热器2，用0.8MPa蒸汽作为热源完全汽化并过热，得到温度为125℃(过热5℃)、压力为0.44MPa的过热气体；
步骤(2)、膜分离：过热气体送至膜分离设备3(装置内设有南京膜材料产业技术研究院有限公司ZMA-1第二代中空纤维膜组件)，操作温度为125℃，渗余侧的压力为0.43MPa，渗透侧的压力为0.001MPa；在膜分离设备渗余侧得到的乙醇水混合蒸汽3946kg/h(乙醇99.524％wt，水0.476％wt)，膜分离设备渗透侧得到水-乙醇混合气体383kg/h(乙醇11.498％wt，水88.502％wt)；
步骤(3)、分子筛脱水：膜分离设备渗余侧所得的乙醇水混合蒸汽3946kg/h(乙醇99.524％wt，水0.476％)送入第一分子筛吸附罐4a(装填有3A分子筛)，操作温度为127℃，操作压力为0.43MPa，经3A分子筛深度脱水后，自第一分子筛吸附罐底部排出乙醇蒸汽(乙醇99.99814％wt，水含量降至18.6ppm)，经过热泵6加压至0.6MPa，进入二级原料耦合预热器1b与原料换热冷凝成136℃的液相乙醇，再进入一级耦合预热器1a与原料降温至55℃，进入冷却器7用循环水降温至35℃，最后经过G5级超滤装置(内部设有孔径0.2nm的纳滤膜)过滤得到电子级乙醇产品3928kg/h(乙醇99.99814％wt，水18.6ppm)；
步骤(4)、分子筛再生：当使用的第一分子筛吸附罐中的3A分子筛吸附饱和，启用备用的第二分子筛吸附罐4b(装填有3A分子筛)进行脱水操作温度为127℃，操作压力为0.43MPa；从第二分子筛吸附罐4b排出乙醇蒸汽(乙醇99.99814％wt，水含量降至18.6ppm)，经过热泵6加压至0.6MPa后，其中85％乙醇蒸汽依次经过二级耦合预热器1b、一级耦合预热器1a用于原料预热得到55℃的液相乙醇，再依次经过冷却器7用循环水降温至35℃、G5级超滤装置(内部设有孔径0.2nm的纳滤膜)过滤得到电子级乙醇产品，余下15％经过加热器(采用电源)5加热至200℃，而后送至第一分子筛吸附罐对吸附饱和的3A分子筛进行再生，操作时间为5h，再生完成后，关闭加热器电源，继续将第二分子筛吸附罐4b排出的乙醇蒸汽通入第一分子筛吸附罐，持续3h后关闭第一分子筛吸附罐的进出口阀门，将此设备备用；
步骤(5)、精馏：膜分离设备渗透侧的水-乙醇混合气体383kg/h(乙醇11.498％wt，水88.502％)经过第一冷凝器9冷凝成液态，进入缓冲罐10，再经进料泵14送至精馏塔(总塔板数为18块，进料位置为第8块板)11，精馏塔塔顶操作温度为79.4℃，塔釜操作温度为100.5℃，操作压力为0.1MPa，回流比为1.5；在精馏塔塔顶得到乙醇水混合物61kg/h(乙醇72.22％wt，水27.78％wt)，与原料混合后重新进入预热及汽化过热***进行脱水，塔釜得到水322kg/h(乙醇3ppm，水99.9997％wt)，进入精馏进料耦合预热器15与精馏进料换热后，一股去排放，另一股去尾气吸收塔17作为吸收液；
步骤(6)、尾气吸收：从缓冲罐10、第二冷凝器12、回流罐13等来的尾气自塔底进入尾气吸收塔17，尾气吸收塔塔板数为12块，操作温度为30℃，操作压力为0.15MPa，用来自精馏塔釜的水做吸收液进行吸收，吸收液从尾气吸收塔塔釜排出，再由循环泵18送至尾气吸收塔塔顶，逆流吸收尾气中的乙醇，合格尾气从塔顶排放，吸收液回至塔釜后，继续循环至塔顶吸收尾气。当塔釜吸收液接近饱和，用循环泵将塔釜饱和液送至精馏塔进行精馏，并及时补充精馏塔来水保持吸收液量充足。
实施例2
原料为某工厂产出的含水碳酸二甲酯(DMC)，其中DMC含量为99.6％wt，水0.4％wt，流量15500kg/h，基于本实施例电子级含水有机物耦合深度脱水的***处理该含水DMC，具体步骤如下：
步骤(1)原料预热：***刚启动时常温原料不经过预热，在汽化过热器2中用250℃导热油作为热源使其完全汽化并过热，得到温度为145℃、压力为0.33MPa的过热气体(过热12℃)；***整体运行后，热泵产出高温高压有机物气体进入一级耦合预热器1a用于原料预热，常温原料经过一级耦合预热器1a升温至87℃、0.33MPa，而后送至汽化过热器2用250℃导热油作为热源使其完全汽化，得到温度为140℃(过热12℃)、压力为0.33MPa的过热气体；
步骤(2)、膜分离：过热气体送至膜分离设备(江苏九天高科技公司JTMZ-3分子筛管式膜组件)3，操作温度为140℃，渗余侧的压力为0.32MPa，渗透侧的压力为0.005MPa；在膜分离设备渗余侧得到DMC-水混合蒸汽15150kg/h(DMC 99.943％wt，水0.057％wt)，膜分离设备渗透侧得到水-DMC混合气体350kg/h(DMC 97.134％wt，水2.866％wt)；
步骤(3)、分子筛脱水：膜分离设备渗余侧所得的DMC-水混合蒸汽15150kg/h(DMC99.943％wt，水0.057％wt)送入第一分子筛吸附罐4a(装填有60％wt的3A分子筛及40％wt的4A分子筛)，操作温度为140℃、操作压力为0.33MPa，经3A分子筛深度脱水后的DMC蒸汽(DMC 99.9992％wt，水含量降至18ppm)，经过热泵6加压至0.5MPa，进入一级耦合预热器1a与原料换热冷凝成64℃的液相DMC，而后进入冷却器7用循环水降温至33℃，经过G5级超滤装置(内部设有孔径0.2nm的纳滤膜)过滤得到电子级DMC产品15140kg/h(DMC99.9992％wt，水18ppm)；
步骤(4)、分子筛再生：当使用的第一分子筛吸附罐中的3A+4A分子筛吸附饱和，启用备用的第二分子筛吸附罐4b(装填有60％wt的3A分子筛及40％wt的4A分子筛)进行脱水，操作温度为140℃，操作压力为0.33MPa；从第二分子筛吸附罐4b排出DMC蒸汽(DMC99.9992％wt，水含量降至18ppm)，经过热泵6加压至0.5MPa后，其中88％DMC蒸汽进入一级耦合预热器1a用于原料预热得到温度64℃的液相DMC，再依次经过冷却器7用循环水降温至33℃、G5级超滤装置(内部设有孔径0.2nm的纳滤膜)过滤得到电子级DMC产品，余下12％经过加热器(采用导热油)5加热至210℃，而后送至第一分子筛吸附罐对吸附饱和的3A+4A分子筛进行再生，操作时间为8h，再生完成后，关闭加热器电源，继续将第二分子筛吸附罐4b排出DMC蒸汽通入第一分子筛吸附罐，持续4h后关闭第一分子筛吸附罐的进出口阀门，将此设备备用；
步骤(5)、精馏：膜分离设备渗透侧的水-DMC混合气体350kg/h(DMC 97.134％wt，水2.866％wt)经过第一冷凝器9冷却冷凝成液态，进入缓冲罐10，再经进料泵14送至精馏塔(总塔板数为30块，进料位置为第12块板)，精馏塔塔顶操作温度为77.8℃，塔釜操作温度为91.1℃，操作压力为0.12MPa，回流比为3；在精馏塔塔顶得到DMC-水混合物50kg/h(DMC79.95％wt，水20.05％wt)，与原料混合后重新进入预热及汽化过热***进行脱水，塔釜得DMC 300kg/h(DMC 99.9954％wt，水46ppm)，进入精馏进料耦合预热器15与精馏进料换热后可直接作为粗产品外卖。
实施例3
原料为某工厂产出的含水丙酮，其中丙酮含量为92.7％wt，水7.3％wt，流量2380kg/h。基于实施例1电子级含水有机物耦合深度脱水的***处理该含水丙酮，步骤如下：
步骤(1)、原料预热：***刚启动时原料不经过预热，在汽化过热器2中用0.8MPa蒸汽作为热源使其完全汽化并过热，得到温度为117℃(过热10℃)、压力为0.5MPa的过热气体；***整体运行后，热泵产出高温高压气体进入一级耦合预热器1a用于原料预热，原料(常温)经过一级耦合预热器1a升温至107℃、0.5MPa，而后送至汽化过热器2，用0.8MPa蒸汽作为热源使其完全汽化并过热，得到温度为117℃(过热10℃)、压力为0.5MPa的过热气体；
步骤(2)、膜分离：过热气体送至膜分离设备3(装置内有江苏九天高科技公司JTMZ-3分子筛管式膜组件)，操作温度为117℃，渗余侧压力为0.5MPa，渗透侧压力为0.002MPa；在膜分离设备渗余侧得到的丙酮-水混合蒸汽2167kg/h(丙酮99.76％wt，水0.24％wt)，膜分离设备渗透侧得到水-丙酮混合气体213kg/h(丙酮20.75％wt，水79.25％wt)；
步骤(3)、分子筛脱水：膜分离设备渗余侧所得的丙酮-水混合蒸汽2167kg/h(丙酮99.76％wt，水0.24％)送入第一分子筛吸附罐4a(10％wt的硅胶+90％wt的4A分子筛)，操作温度为117℃，操作压力为0.5MPa，经硅胶及4A分子筛深度脱水后，自第一分子筛吸附罐4a底部排出丙酮蒸汽(丙酮99.9976％wt，水含量降至24.23ppm)，经过热泵6加压至0.6MPa，进入一级耦合预热器1a与原料换热降温至46℃，而后进入冷却器7用乙二醇-水溶液降温至10℃，再经过G5级超滤装置(内部设有孔径0.2nm的纳滤膜)过滤得到电子级丙酮产品2151kg/h(丙酮99.9976％wt，水0.0024％wt)；
步骤(4)、分子筛再生：当使用的第一分子筛吸附罐中的硅胶及4A分子筛吸附饱和，启用备用的第二分子筛吸附设备4b(装填有10％wt的硅胶+90％wt的4A分子筛)进行脱水，操作温度为117℃，操作压力为0.5MPa；从第二分子筛吸附罐4b排出丙酮蒸汽(丙酮99.9976％wt，水含量降至24.23ppm)，经过热泵6加压至0.6MPa后，其中86％丙酮蒸汽进入一级耦合预热器1a用于原料预热得到温度46℃的丙酮，再依次经过冷却器7用乙二醇-水溶液降温至10℃、G5级超滤装置(内部设有孔径0.2nm的纳滤膜)过滤得到电子级丙酮产品，余下14％经过加热器(采用导热油)5加热至195℃，而后送至第一分子筛吸附罐4a对吸附饱和的硅胶及4A分子筛进行再生，操作时间为18h，再生完成后，关闭加热器导热油进出口，继续将第二分子筛吸附罐4b排出乙醇蒸汽通入第一分子筛吸附罐，持续4h后关闭第一分子筛吸附罐的进出口阀门，将此设备备用；
步骤(5)、精馏：膜分离设备渗透侧的水-丙酮混合气体213kg/h(丙酮20.75％wt，水79.25％wt)经过第一冷凝器9冷却冷凝成液态，进入缓冲罐10，再经进料泵14送至精馏塔(总塔板数为20块，进料位置为第9块板)11，塔顶操作温度为58.39℃，塔釜操作温度为99.9℃；操作压力为0.1MPa，回流比为0.9；在精馏塔塔顶得到丙酮-水混合物50kg/h(丙酮88.25％wt，水11.75％wt)，与原料混合后重新进入预热及汽化过热***进行脱水，塔釜得到水163kg/h(丙酮0.04ppm，水99.999996％wt)，进入精馏进料耦合预热器15与精馏进料换热后，一股排放，另一股去尾气吸收塔；
步骤(6)、尾气吸收：从缓冲罐10、第二冷凝器12、回流罐13等来的尾气至塔底进入尾气吸收塔，尾气吸收塔塔板数为15块，操作温度为20℃，操作压力为0.18MPa，来自精馏塔塔釜的水做吸收液，吸收液从尾气吸收塔塔釜排出，再由循环泵送至尾气吸收塔塔顶，与尾气逆流接触吸收尾气中的丙酮，合格尾气从塔顶排放，吸收液回至塔釜后，继续循环至塔顶吸收尾气，当塔釜吸收液接近饱和，用循环泵将塔釜饱和液送至精馏塔进行精馏，并及时补充精馏塔来水保持吸收液量充足。
实施例4
原料为某工厂产出的含水乙腈，其中乙腈含量为98.1％wt，水1.9％wt，流量1680kg/h。基于实施例1电子级含水有机物耦合深度脱水的***处理该含水乙腈，步骤如下：
步骤(1)、原料预热：***刚启动时原料不经过预热，在汽化过热器2中用1.0MPa蒸汽作为热源使其完全汽化并过热，得到温度为154℃(过热15℃)、压力为0.48MPa的过热气体；***整体运行后，热泵产出高温高压有机物气体依次经过二级耦合预热器1b、一级耦合预热器1a用于原料预热，原料(常温)经过一级耦合预热器1a升温至139℃、0.48MPa，再经过二级耦合预热器1b升温至139℃、0.48MPa，而后送至汽化过热器2，用1.0MPa蒸汽作为热源完全汽化并过热，得到温度为154℃(过热15℃)、压力为0.48MPa的过热气体；
步骤(2)、膜分离：过热气体送至膜分离设备3(装置内有南京膜材料产业技术研究院有限公司ZMA-1第二代中空纤维膜组件)，操作温度为154℃，渗余侧压力为0.47MPa，渗透侧压力为0.002MPa；在膜分离设备渗余侧所得的乙腈水混合蒸汽1630kg/h(乙腈99.97％wt，水0.03％wt)，膜分离设备渗透侧得到水-乙腈混合气体50kg/h(乙腈36.57％wt，水63.43％wt)；
步骤(3)、分子筛脱水：膜分离设备渗余侧所得的乙腈水混合蒸汽1630kg/h(乙腈99.97％wt，水0.03％wt)送入第一分子筛吸附罐4a(装填有3A分子筛)，操作温度为154℃，操作压力为0.47MPa，经3A分子筛深度脱水后，自第一分子筛吸附罐4a底部排出乙腈蒸汽(乙腈99.99911％wt，水含量降至8.9ppm)，经过热泵6加压至0.6MPa，进入二级原料耦合预热器1b与原料换热冷凝成155℃的液相乙腈，再进入一级耦合预热器1a与原料换热降温至50℃，再进入冷却器7用循环水降温至40℃，经过G5级超滤装置(内部设有孔径0.2nm的纳滤膜)得到电子级乙腈产品1622kg/h(乙腈99.99911％wt，水8.9ppm)；
步骤(4)、分子筛再生：当使用的第一分子筛吸附罐中4a的3A分子筛吸附饱和，启用备用的第二分子筛吸附设备4b(装填有3A分子筛)进行脱水，操作温度为154℃，操作压力为0.47MPa；从第二分子筛吸附罐4b排出乙腈蒸汽(乙腈99.99911％wt，水含量降至8.9ppm)，经过热泵6加压至0.6MPa后，其中85％依次经过二级耦合预热器1b、一级耦合预热器1a用于原料预热得到50℃的液相乙腈，再依次进入冷却器7用循环水降温至40℃、经过G5级超滤装置(内部设有孔径0.2nm的纳滤膜)得到电子级乙腈产品，余下15％经过加热器(采用导热油)5加热至210℃，而后送至第一分子筛吸附罐4a对吸附饱和的3A分子筛进行再生，操作时间为14h，再生完成后，关闭加热器导热油进出口，继续将第二分子筛吸附罐4b排出乙醇蒸汽通入第一分子筛吸附罐，持续4h后关闭第一分子筛吸附罐的进出口阀门，将此设备备用；
步骤(5)、精馏：膜分离设备渗透侧的50kg/h(乙腈36.57％wt，水63.43％)经过第一冷凝器9冷却冷凝成液态，进入缓冲罐10，再经进料泵14送至精馏塔(总塔板数为30块，进料位置为第10块板)11，精馏塔塔顶操作温度为76.3℃，塔釜操作温度为99.65℃，操作压力为0.1MPa，回流比为2；在精馏塔塔顶得到乙腈水混合物22kg/h(乙腈82.4％wt，水17.6％wt)，与原料混合后重新进入预热及汽化过热***进行脱水，塔釜得到水28kg/h(乙腈9.7ppm，水99.99903％wt)，进入精馏进料耦合预热器15与精馏进料换热后，一股排放，另一股去尾气吸收塔做吸收液使用；
步骤(6)、尾气吸收：从缓冲罐10、第二冷凝器12、回流罐13等来的尾气至塔底进入尾气吸收塔17，尾气吸收塔塔板数为10块，操作温度为25℃，操作压力为0.11MPa，用来自精馏塔釜的水做吸收液进行吸收，吸收液从吸收塔釜排出，再由循环泵送至尾气吸收塔塔顶，与尾气逆流接触吸收尾气中的乙腈，合格尾气从塔顶排放，吸收液回至塔釜后，继续循环至塔顶吸收尾气；当塔釜吸收液接近饱和，用循环泵将塔釜饱和液送至精馏塔进口进行精馏，并及时补充精馏塔来水保持吸收液量充足。
实施例5
原料为某工厂产出的含水异丙醇，其中异丙醇含量为95.7％wt，水4.3％wt，流量3310kg/h。基于实施例1电子级含水有机物耦合深度脱水的***处理该含水异丙醇，步骤如下：
步骤(1)、原料预热：***刚启动时原料不经过预热，在汽化过热器2中用电加热作为热源使其完全汽化并过热，得到温度为136℃(过热15℃)、压力为0.41MPa的过热气体；***整体运行后，热泵产出高温高压有机物气体依次经过二级耦合预热器1b、一级耦合预热器1a用于原料预热，原料(常温)经过一级耦合预热器1a升温至121℃、0.41MPa，再经过二级耦合预热器1b升温至136℃、0.41MPa，而后送至汽化过热器2，用电加热作为热源使其完全汽化并过热，得到温度为136℃(过热15℃)、压力为0.41MPa的过热气体；
步骤(2)、膜分离：过热气体送至膜分离设备3(装置内有江苏九天高科技公司JTMZ-3分子筛管式膜组件)，操作温度为136℃，渗余侧的压力为0.4MPa，渗透侧的压力为0.004MPa；在膜分离设备渗余侧得到的异丙醇水混合蒸汽3119kg/h(异丙醇99.93％wt，水0.07％wt)，膜分离设备渗透侧得到水-异丙醇混合气体191kg/h(异丙醇26.55％wt，水73.45％wt)；
步骤(3)、分子筛脱水：膜分离设备渗余侧所得的异丙醇水混合蒸汽3119kg/h(异丙醇99.93％wt，水0.07％)送入第一分子筛吸附罐4a(装填有3A分子筛)，操作温度为136℃，操作压力为0.4MPa，经3A分子筛深度脱水后，自第一分子筛吸附罐底部排出异丙醇蒸汽(异丙醇99.9979％wt，水含量降至21ppm)，经过热泵6加压至0.55MPa，进入二级原料耦合预热器1b与原料换热冷凝成132℃的液相异丙醇，再进入一级耦合预热器1a与原料换热降温至58℃，进入冷却器7用乙二醇冷冻水降温至20℃，最后经过G5级超滤装置(内部设有孔径0.2nm的纳滤膜)过滤得到电子级异丙醇产品3117kg/h(异丙醇99.9979％wt，水21ppm)；
步骤(4)、分子筛再生：当使用的第一分子筛吸附罐4a中的3A分子筛吸附饱和，启用备用的第二分子筛吸附设备4b(装填有3A分子筛)进行脱水，操作温度为136℃，操作压力为0.4MPa；从第二分子筛吸附罐4b排出异丙醇蒸汽(异丙醇99.9979％wt，水含量降至21ppm)，经过热泵6加压至0.55MPa，其中85％异丙醇蒸汽依次经过二级耦合预热器1b、一级耦合预热器1a用于原料预热得到温度58℃的液相异丙醇，再依次进入冷却器7用乙二醇冷冻水降温至20℃、经过G5级超滤装置(内部设有孔径0.2nm的纳滤膜)过滤得到电子级异丙醇产品，余下15％经过加热器(采用导热油)5加热至230℃，而后送至第一分子筛吸附罐对吸附饱和的3A分子筛进行再生，操作时间为18h，再生完成后，关闭加热器电源，继续将第二分子筛吸附罐4b排出乙醇蒸汽通入第一分子筛吸附罐，持续5h后关闭第一分子筛吸附罐的进出口阀门，将此设备备用；
步骤(5)、精馏：膜分离设备渗透侧的水-异丙醇混合气体191kg/h(异丙醇26.55％wt，水73.45％)经过第一冷凝器9冷却冷凝成液态，进入缓冲罐10，再经进料泵14送至精馏塔(总塔板数为18块，进料位置为第8块板)，精馏塔塔顶操作温度为79.89℃，塔釜操作温度为99.65℃，操作压力为0.1MPa，回流比为1.3；在精馏塔塔顶得到异丙醇水混合物60kg/h(异丙醇84.47％wt，水15.53％wt)，与原料混合后重新进入预热及汽化过热***进行脱水，塔釜得到水131kg/h(异丙醇6.8ppm，水99.99932％wt)，进入精馏进料耦合预热器15与精馏进料换热后，一股排放，另一股去尾气吸收塔；
步骤(6)、尾气吸收：从缓冲罐10、第二冷凝器12、回流罐13等来的尾气至塔底进入尾气吸收塔17，尾气吸收塔板数为10块，操作温度为15℃，操作压力为0.2MPa，用来自精馏塔釜的水做吸收液进行吸收，吸收液从吸收塔釜排出，再由循环泵送至尾气吸收塔塔顶，与尾气逆流接触吸收尾气中的异丙醇，合格尾气从塔顶排放，吸收液回至塔釜后，继续循环至塔顶吸收尾气；当塔釜吸收液接近饱和，用循环泵将塔釜饱和液送至精馏塔进口进行精馏，并及时补充精馏塔来水保持吸收液量充足。
实施例6
原料为某工厂产出的含水N-甲基吡咯烷酮(NMP)，其中NMP含量为96.6％wt，水3.8％wt，流量5580kg/h。基于实施例1电子级含水有机物耦合深度脱水的***处理该含NMP，步骤如下：
步骤(1)、原料预热：***刚启动时原料不经过预热，在汽化过热器2中用电加热作为热源使其完全汽化并过热，得到温度为257℃(过热18℃)、压力为0.29MPa的过热气体；***整体运行后，热泵产出高温高压有机物气体依次经过二级耦合预热器1b、一级耦合预热器1a用于原料预热，原料(常温)经过一级耦合预热器1a升温至190℃、0.29MPa，再经过二级耦合预热器1b升温至239℃、0.29MPa，而后送至汽化过热器2，用电加热作为热源完全汽化并过热，得到温度为257℃(过热18℃)、压力为0.29MPa的过热气体；
步骤(2)、膜分离：过热气体送至膜分离设备3(装置内有南京膜材料产业技术研究院有限公司ZMA-1第二代中空纤维膜组件)，操作温度为257℃，渗余侧的压力为0.28MPa，渗透侧的压力为0.0015MPa；在膜分离设备渗余侧得到的NMP水混合蒸汽5160kg/h(NMP99.87％wt，水0.13％wt)，膜分离设备渗透侧得到水-NMP混合气体420kg/h(NMP48.82％wt，水51.18％wt)；
步骤(3)、分子筛脱水：膜分离设备渗余侧所得的NMP水混合蒸汽5160kg/h(NMP99.87％，水0.13％wt)送入第一分子筛吸附罐4a(装填有3A分子筛)，操作温度为257℃，操作压力为0.28MPa，经3A分子筛深度脱水后，自第一分子筛吸附罐4a底部排出NMP蒸汽(NMP 99.99876％wt，水含量降至12.4ppm)，经过热泵6加压至0.39MPa，进入二级原料耦合预热器1b与原料换热冷凝成235℃的液相NMP，再进入一级耦合预热器1a与原料换热降温至46℃，而后进入冷却器7用乙二醇冷冻水降温至20℃，经过G5级超滤装置(内部设有孔径0.2nm的纳滤膜)过滤得到电子级NMP产品5103kg/h(NMP 99.99876％wt，水12.4ppm)；
步骤(4)、分子筛再生：当使用的第一分子筛吸附罐4a中的3A分子筛吸附饱和，启用备用的第二分子筛吸附设备4b(装填有3A分子筛)进行脱水，操作温度为257℃，操作压力为0.28MPa，从第二分子筛吸附罐4b排出NMP蒸汽(NMP 99.99876％wt，水含量降至12.4ppm)，经过热泵6加压至0.39MPa，其中87％NMP蒸汽依次经过二级耦合预热器1b、一级耦合预热器1a用于原料预热得到温度46℃的液相NMP，再依次经过冷却器7用乙二醇冷冻水降温至20℃、经过G5级超滤装置(内部设有孔径0.2nm的纳滤膜)过滤得到电子级NMP产品，余下13％经过加热器(采用电加热)5加热至290℃，而后送至第一分子筛吸附罐4a对吸附饱和的3A分子筛进行再生，操作时间为18h，再生完成后，关闭加热器电源，继续将第二分子筛吸附罐4b排出乙醇蒸汽通入第一分子筛吸附罐，持续5h后关闭第一分子筛吸附罐的进出口阀门，将此设备备用；
步骤(5)、精馏：膜分离设备渗透侧的水-NMP混合气体420kg/h(NMP 48.82％wt，水51.18％)经过第一冷凝器9冷却冷凝成液态，进入缓冲罐10，再经进料泵14送至精馏塔(总塔板数为15块，进料位置为第6块板)，精馏塔塔顶操作温度为99.67℃，塔釜操作温度为190.24℃，操作压力为0.1MPa，回流比为0.6；在精馏塔塔顶得到水204kg/h(NMP1.15ppm，水99.99999％wt)，一部分排放，一部分去尾气吸收做吸收液使用，塔釜得到NMP216kg/h(NMP99.6％wt，水0.4％wt)，与原料混合后重新进入预热及汽化过热***进行脱水；
步骤(6)、尾气吸收：从缓冲罐10、第二冷凝器12、回流罐13等来的尾气至塔底进入尾气吸收塔17，尾气吸收塔板数为15块，操作温度为35℃，操作压力为0.1MPa，用来自精馏塔顶的水做吸收液进行吸收，吸收液从吸收塔釜排出，再由循环泵送至尾气吸收塔顶，与尾气逆流寄出吸收尾气中的NMP，合格尾气从塔顶排放，吸收液回至塔釜后，继续循环至塔顶吸收尾气；当塔釜吸收液接近饱和，用循环泵将塔釜饱和液送至精馏塔进口进行精馏，并及时补充精馏塔来水保持吸收液量充足。
本具体实施例仅仅是对本发明的解释，其并不是对本发明的限制，本领域技术人员在阅读完本说明书后可以根据需要对本实施例做出没有创造性贡献的修改，但只要在本发明的权利要求范围内都受到专利法的保护。

Claims (10)

1.一种电子级含水有机物耦合深度脱水方法，其特征在于：包括以下步骤：
步骤(1)、原料汽化：原料进入预热及汽化过热***完全汽化并过热，得到过热气体；
所述的原料为与水近沸或者共沸的有机物与水的混合物；所述的有机物为甲醇、乙腈、乙醇、乙酸乙酯、异丙醇、正丙醇、正丁醇、叔丁醇、四氢呋喃、丙酮、DMC或NMP；所述的混合物中有机物的含量≥90%wt；
所述的过热气体的过热温度为5～20℃，过热气体的压力为0.2～2.5MPa；
步骤(2)、膜分离粗脱水：过热气体进入膜分离设备，所述的膜分离设备采用通道孔径大于水分子直径且小于有机物分子直径的分离膜，在膜分离设备的渗余侧得到含有少量水的富有机物气体，在膜分离设备的渗透侧得到含有少量有机物的水汽；
所述的膜分离设备的操作温度为50～300℃，渗余侧的压力为0.2～2.5MPa，渗透侧的压力为0.0001～0.08MP；
步骤(3)、分子筛深度脱水：膜渗余侧含少量水的富有机物气体从上往下经过第一分子筛吸附罐进行脱水处理，得到高纯有机物气体，高纯有机物气体经过热泵加压后进入预热及汽化过热***中的耦合预热***与原料换热，再经冷却器冷却、G5级超滤装置过滤，得到有机物产品；
所述的脱水处理的操作温度为50～350℃，操作压力为0.2～2.5MPa；
步骤(4)、分子筛再生：当第一分子筛吸附罐中的分子筛吸附饱和，将膜渗余侧含少量水的富有机物气体切换至第二分子筛吸附罐进行脱水处理，第二分子筛吸附罐排出的高纯有机物气体经过热泵加压后，一部分进入预热及汽化过热***中的耦合预热***与原料换热，再经冷却器冷却、G5级超滤装置过滤，得到有机物产品；另一部分经加热器加热，自底部进入第一分子筛吸附罐，从下而上经过吸附饱和的分子筛实现分子筛再生，第一分子筛吸附罐顶部排出水和有机物的混合气体与原料混合，进入预热及汽化过热***完全汽化并过热，得到过热气体，按照步骤(2)、步骤(3)重新进行脱水；当第二分子筛吸附罐中的分子筛吸附饱和，将膜渗余侧含少量水的富有机物气体切换至第一分子筛吸附罐进行深度脱水，对第二分子筛吸附罐中的分子筛进行再生；
步骤(5)、精馏：步骤(2)膜分离设备渗透侧含有少量有机物的水汽经冷凝进入精馏塔进行精馏处理，分离得到有机物-水混合物与选自符合达标排放的水或高纯有机物中的一种，有机物-水混合物与原料混合后重新进入预热及汽化过热***进行脱水；
所述的精馏塔的塔板数为10～50块；进料位置为4～25块板处；塔顶操作温度为30～160℃；塔釜操作温度为80～250℃；操作压力为0.001～0.5MPa；回流比为0.2～8；
步骤(6)、尾气吸收：缓冲罐及第二冷凝器、回流罐排出的含有机物的尾气自底部进入尾气吸收塔，以来自精馏塔的水或新鲜水为吸收液，尾气与吸收液逆流接触，由吸收液吸收尾气中的有机物，尾气从塔顶达标排放，吸收液自塔釜循环至塔顶直至吸附饱和，将饱和吸收液送至精馏塔进行精馏；
尾气吸收塔为板式塔或填料塔，塔板数为5～20块；操作温度为10～60℃；操作压力为0.001～0.3 MPa。
2.根据权利要求1所述的电子级含水有机物耦合深度脱水方法，其特征在于：步骤(1)中，所述的过热气体的压力为0.25～1MPa。
3.根据权利要求1所述的电子级含水有机物耦合深度脱水方法，其特征在于：步骤(2)中，所述的膜分离设备的操作温度为80～260℃，渗余侧的压力为0.25～1MPa，渗透侧的压力为0.001～0.02MPa；
步骤(3)中，所述的分子筛为3A分子筛、4A分子筛、5A分子筛、13X分子筛、硅胶中的一种或者多种；
所述的脱水处理的操作温度为80～300℃，操作压力为0.25～1MPa。
4.根据权利要求1所述的电子级含水有机物耦合深度脱水方法，其特征在于：所述的有机物产品中有机物含量≥99.995%wt，水含量小于50ppm。
5.根据权利要求1所述的电子级含水有机物耦合深度脱水方法，其特征在于：步骤(4)中，高纯有机物气体经过热泵加压后，再经过加热器加热至130～350℃。
6.根据权利要求5所述的电子级含水有机物耦合深度脱水方法，其特征在于：步骤(4)中，高纯有机物气体经过热泵加压后，再经过加热器加热至150～300℃。
7.根据权利要求1所述的电子级含水有机物耦合深度脱水方法，其特征在于：步骤(5)中，所述的精馏塔的塔板数为15～30块；进料位置为6～15块板处；塔顶操作温度为50～130℃；塔釜操作温度为90～220℃；操作压力为0.05～0.3MPa；回流比为0.5～4。
8.根据权利要求1所述的电子级含水有机物耦合深度脱水方法，其特征在于：步骤(6)中，尾气吸收塔为板式塔或填料塔，塔板数为10～15块；操作温度20～40℃；操作压力为0.01～0.2 MPa。
9.一种用于权利要求1电子级含水有机物耦合深度脱水的***，其特征在于：包括：预热及汽化过热***、膜分离***、分子筛***、精馏***、尾气处理***；
所述的预热及汽化过热***包括耦合预热***、汽化过热器，原料经耦合预热***冷侧入口进入***，耦合预热***的冷侧出口与汽化过热器的冷侧入口连接，汽化过热器的冷侧出口与膜分离***的进口连接；
所述的膜分离***包括膜分离设备、真空泵、第一冷凝器、缓冲罐；所述的膜分离设备的渗余侧出口与所述的分子筛***连接，膜分离设备的渗透侧出口依次经真空泵、第二冷凝器与缓冲罐的入口连接，缓冲罐的液相出口经进料泵与精馏***连接；
所述的分子筛***包括至少两个并联的分子筛吸附罐、加热器、热泵、冷却器，分子筛吸附罐一用一备；每个分子筛吸附罐顶部入口与膜分离设备的渗余侧出口连接，每个分子筛吸附罐底部出口与热泵入口连接，热泵出口设有两条管路；一条管路与耦合预热***的热侧入口连接，耦合预热***的热侧出口与冷却器的热侧入口连接，冷却器的热侧出口经G5级超滤装置与产品储罐连接；另一条管路经加热器与每个分子筛吸附罐底部的再生气入口连接，每个分子筛吸附罐顶部的再生气出口与汽化过热器的冷侧入口连接；
所述的精馏***包括精馏进料耦合预热器、精馏塔、再沸器、第二冷凝器、回流罐、回流泵、出料泵；所述的精馏进料耦合预热器的冷侧入口经进料泵与缓冲罐连接，精馏进料耦合预热器的冷侧出口与精馏塔的进料口连接；精馏塔塔底配备再沸器，精馏塔塔顶出口经第二冷凝器与回流罐连接，回流罐的出液口与回流泵的入口连接，回流泵的出口设有两条管路，第一管路与精馏塔塔顶回流口连接，第二管路与耦合预热***的冷侧入口连接；精馏塔塔釜出口与出料泵连接，出料泵的出口设有两条管路，一条管路与精馏进料耦合预热器的热侧入口连接，另一条管路与耦合预热***的冷侧入口连接；
所述的尾气处理***包括尾气吸收塔、循环泵；所述的尾气吸收塔的进气口分别与缓冲罐的出气口、第二冷凝器的出气口、回流罐的出气口连接，尾气吸收塔的吸收液入口分别与精馏进料耦合预热器的热侧出口、第三管路连接，尾气吸收塔的底部出液口与循环泵连接，循环泵出口设有两条管路，一条管路与尾气吸收塔塔顶的循环口连接，另一条管路与精馏塔的进料口连接。
10.根据权利要求9所述的电子级含水有机物耦合深度脱水的***，其特征在于：在所述的G5级超滤装置采用孔径0.2nm的纳滤膜；
所述的回流泵的出口设有第三管路，第三管路与尾气处理***的吸收液入口连接；
所述的精馏进料耦合预热器的热侧出口设有两条管路，一条管路用于排出符合达标排放的水或高纯有机物，另一条管路与尾气处理***的吸收液入口连接。
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