CN109053354A - 一种环己基苯分离提纯系统及利用该系统提纯环己基苯的工艺 - Google Patents

一种环己基苯分离提纯系统及利用该系统提纯环己基苯的工艺 Download PDF

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Abstract

本发明公开了一种环己基苯分离提纯系统及利用该系统提纯环己基苯的工艺，提纯系统包括进料部和分离提纯部，其中，进料部用于将环己基苯初产品加热值合适范围并将其输送至分离提纯部进行分离提纯；分离提纯部包括环己基苯精制塔、萃取剂精馏塔、萃取剂回收塔和环己烷精制塔，分别用于对环己基苯、苯、萃取剂和环己烷进行分馏提纯，分馏提纯后的苯和环己烷进入相应的储罐中进行保存，萃取剂返回到萃取剂储罐中继续使用。采用本发明中的生产系统及生产工艺，可有效解决环己基苯生产过程中容易造成环境污染以及原料浪费严重的问题。

Description

一种环己基苯分离提纯系统及利用该系统提纯环己基苯的 工艺
技术领域
本发明属于环己基苯生产技术领域，具体涉及一种环己基苯分离提纯系统及利用该系统提纯环己基苯的工艺。
背景技术
环己基苯是重要的精细化工中间体，通过环己基苯的氢过氧化反应可以制备苯酚和环己酮，其中产物环己酮是生产己内酰胺和尼龙的有用中间体；与异丙苯生产苯酚和丙酮的工艺相似，采用环己基苯的氢过氧化工艺提供了一条可供选择的生产苯酚的新工艺路线，优点是不存在丙酮副产物过剩的问题。
现有技术已经公开了多种苯通过加氢制备环己基苯的工艺，采用苯加氢的方法制备环己基苯受反应条件和工艺步骤的限制，原料中的苯不会全部转化为环己基苯，在反应后的粗产品中还有大量苯存在，而且产物中还包括环己烷等副产物。现有技术缺少对粗产品进行后续处理的工艺，环己烷直接排放，对环境造成严重污染，而且苯未回收利用，造成原料的浪费。
发明内容
针对上述现有技术，本发明提供一种环己基苯分离提纯系统及利用该系统提纯环己基苯的工艺，以解决环己基苯生产过程中容易造成环境污染以及原料浪费严重的问题。
为了达到上述目的，本发明所采用的技术方案是：提供一种环己基苯分离提纯系统，其特征在于：包括进料部和分离提纯部；其中，
进料部包括进料罐和三个换热器，进料罐的出口设置有进料泵，进料泵与第一换热器的管程连通，第二换热器和第三换热器的管程相互连通并依次串联于第一换热器的下游，第三换热器的管程与分离提纯部中的环己基苯精制塔相通；
分离提纯部包括环己基苯精制塔、萃取剂精馏塔、萃取剂回收塔和环己烷精制塔，环己基苯精制塔的塔顶通过混合物输送泵与萃取剂精馏塔连通，塔底与再沸器的管程连通，再沸器的管程与第三换热器的壳程连通，第三换热器的壳程通过环己基苯产品泵与环己基苯储罐连通；萃取剂精馏塔的塔身上部设置有萃取剂入口，萃取剂入口通过萃取剂输送泵与萃取剂储罐连通，萃取剂精馏塔的塔顶与第一换热器的壳程连通，第一换热器的壳程通过环己烷输送泵与环己烷精制塔连通，环己烷精制塔的塔顶和塔底分别与环己烷储罐和燃料管网连通；萃取剂精馏塔的塔底与萃取剂回收塔连通，萃取剂回收塔的塔顶连接有真空泵，且塔顶与苯存储罐连通，其塔底与再沸器的壳程连通，再沸器的壳程与第二换热器的壳程连通，第二换热器的壳程通过萃取剂回收泵与萃取剂储罐连通。
本发明的提纯系统在进料罐下游依次串联有三个换热器，换热器包括管程和壳程，环己基苯初产品从换热器的管程中通过，与换热器壳程中的产品进行热交换，不仅可以将初产品升至较高温度，使其以较高温度进入环己基苯精制塔，降低环己基苯精制塔和再沸器的负荷，而且充分利用了系统中的余热，避免热量无端损耗，可以减少能耗18.5％以上，节约了能源。
本发明中分离提纯部包括环己基苯精制塔、萃取精馏塔、萃取剂回收塔和环己烷精制塔等多个分离提纯装置，不仅可以将初产物中的环己基苯分离出来，得到纯度在99.9％以上的高纯度环己基苯，而且还可对产品中的副产物以及未反应完的原料进行分离，分离出的副产物送入燃料管网经过燃烧处理生成H2O和CO2，不会对环境造成污染；分离出的苯等原料回收到相应的储罐中循环利用，可减少原料的浪费，提升经济效益。
在上述技术方案的基础上，本发明中的环己基苯生产系统还可以做如下改进。
进一步，第三换热器与环己基苯产品泵之间设置有环己基苯冷却器。
本发明在第三换热器与环己基苯产品泵之间设置有环己基苯冷却器，环己基苯在进入储罐保存前要先经过冷却处理，将从第三换热器壳程出来的环己基苯被冷却至较低温度，避免饱和蒸汽压较低的环己基苯在输送转移过程中挥发，有效减少产品的损耗，同时可有效避免发生环己基苯挥发至空气中而造成操作人员中毒的情况。
进一步，第一换热器的壳程与环己烷输送泵之间设置有回流罐，回流罐通过回流泵与萃取剂精馏塔连通。
回流罐中的液体在回流泵的作用下从塔顶进入萃取剂精馏塔，塔内气液两相逆向接触，上行的气体中重组分冷凝，下行液体中的轻组分吸热汽化，大大提高环己烷和苯的分离精度。
进一步，回流罐上游设置有环己烷冷却器。
分离出的环己烷在进入回流罐之前先经过冷却处理，冷却后的环己烷返回萃取剂精馏塔中，可吸走塔内多余的热量，维持塔内的热量平衡。
进一步，萃取剂储罐中盛装的萃取剂为N,N-二甲基甲酰胺。
本发明中利用环己基苯分离提纯系统提纯环己基苯的工艺，包括以下步骤：
(1)通过进料部将包含苯和环己烷的环己基苯初产品加热至120-140℃，并将其送入环己基苯精制塔中，控制环己基苯精制塔塔釜温度为200-220℃，塔顶温度为100-110℃，全塔压降为0.01MPa，塔顶摩尔回流比≥1.0，从塔顶馏出苯和环己烷的混合物，从塔釜馏出环己基苯，环己基苯进入第三换热器与环己基苯初产品换热后进入环己基苯储罐储存；
(2)将萃取剂与步骤(1)中馏出的苯和环己烷的混合物按1.5-5.0的体积比同时泵入萃取剂精馏塔中，苯和环己烷的混合物由塔底进入，萃取剂由塔身上部进入，控制萃取剂精馏塔塔釜温度为110-120℃，塔顶温度为80-95℃，全塔压降为0.02MPa，塔顶摩尔回流比大于1.0，从塔顶馏出包含苯和N,N-二甲基甲酰胺的环己烷，从塔釜馏出苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物；其中，环己烷降温后进入回流罐，回流罐中部分环己烷回到萃取剂精馏塔中，其与环己烷进入环己烷精制塔进行处理；
(3)将步骤(2)中馏出的包含苯和N,N-二甲基甲酰胺的环己烷送入环己烷精制塔，控制环己烷精制塔塔釜温度为100-110℃，塔顶温度为50-60℃，全塔压降为0.03MPa，塔顶摩尔回流比大于1.0，从塔顶馏出轻组分环己烷，其进入环己烷储罐保存，从塔釜馏出苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物，该混合物进入燃料管网进行燃烧处理；将步骤(2)中馏出的苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物送入萃取剂回收塔，控制控制萃取剂回收塔塔釜温度为100～110℃，塔顶温度为35～45℃，塔顶压力为0.01～0.04MPa，摩尔回流比大于1.0，从塔顶馏出苯，其进入苯存储罐中保存，从塔釜馏出N,N-二甲基甲酰胺，其进入第二换热器与环己基苯初产品换热后返回萃取剂储罐循环使用。
本发明利用串联的换热器将环己基苯初产品的温度加热至120～140℃后再送入环己基苯精制塔进行分离处理，可在较低的环己基苯精制塔塔釜温度条件下对环己基苯进行分离，不仅可以减少加热环己基苯精制塔的能源消耗，而且可以降低环己基苯精制塔的热负荷，延长环己基苯精制塔的使用周期。
本发明中在对环己烷和苯进行分离时，采用N,N-二甲基甲酰胺作为萃取剂，而且萃取剂用量为混合液质量流量的1.5～5倍，这是因为萃取剂明显过量，在苯、环己烷、N,N-二甲基甲酰胺这个相平衡体系中，萃取剂(N,N-二甲基甲酰胺)过量会增大苯的相对挥发度，塔顶馏出物中苯的含量将会极大降低，提高苯的回收率。
本发明中生产环己基苯的工艺还可以进行如下进一步改进。
进一步，步骤(1)中环己基苯精制塔塔釜温度为210℃，塔顶温度为105℃，塔顶摩尔回流比为1.0。
进一步，步骤(2)中萃取剂精馏塔塔釜温度为115℃，塔顶温度为90℃，塔顶摩尔回流比为1.5。
进一步，步骤(3)中环己烷精制塔塔釜温度为105℃，塔顶温度为55℃，摩尔回流比为1.5。
进一步，步骤(3)中萃取剂回收塔塔釜温度为105℃，塔顶温度为40℃，塔顶压力为0.02MPa，摩尔回流比为1.5。
本发明的有益效果是：
1.本系统设置了三个换热器，充分利用产品余热来逐级加热原料，使原料温度达到120-140℃，相比于传统装置，不仅可降低环己基苯精制塔及其再沸器的热负荷，还能充分利用余热，减少热量的损耗，能耗减少可达18.5％，节能效果显著。
2.本发明中的提纯系统中设置有萃取剂回收装置，萃取剂N,N-二甲基甲酰胺可回收利用，萃取剂损失少，生产效率高。
3.本装置设置了环己烷精制塔，用于回收并提纯环己烷，提纯后的环己烷纯度在99.5％以上，达到分析纯(AR)水平，既提高了环己烷的利用率，又能增加企业的利润。
4.采用本发明中的装置和工艺可以将环己基苯的收率和纯度均提高到99.9％以上，经济效益显著。
5.本装置设置了苯回收工艺，采用萃取精馏技术，苯回收纯度高于99％，可直接用于苯选择加氢制环己基苯。
附图说明
图1为本发明分离提纯系统示意图；
其中，V0101、进料罐；V0102、萃取剂储罐；V0103、回流罐；P0101、进料泵；P0102、混合物输送泵；P0103、回流泵；P0104、环己烷输送泵；P0105、真空泵；P0106、环己基苯产品泵；P0107、萃取剂回收泵；P0108、萃取剂输送泵；E0101、第一换热器；E0102、第二换热器；E0103、第三换热器；E0104、再沸器；E0105、环己烷冷却器；E0106、环己基苯冷却器；T0101、环己基苯精制塔；T0102、萃取剂精馏塔；T0103、萃取剂回收塔；T0104、环己烷精制塔。
具体实施方式
下面结合附图对本发明的具体实施方式做详细的说明。
本发明的实施例中，如图1所示，提供一种环己基苯分离提纯系统，本发明中的分离提纯系统用于对采用苯选择加氢制环己基苯工艺后的环己基苯初产品进行分离提纯，并对初产品中未反应完的原料进行回收利用，其包括进料部和分离提纯部。其中，进料部包括进料罐V0101和三个换热器，进料罐V0101的入口与苯选择加氢制环己基苯的装置连通，进料罐V0101的出口设置有进料泵P0101，进料泵P0101与第一换热器E0101的管程连通，第二换热器E0102和第三换热器E0103的管程相互连通并依次串联于第一换热器E0101的下游，第三换热器E0103的管程与分离提纯部中的环己基苯精制塔T0101相通。
分离提纯部包括环己基苯精制塔T0101、萃取剂精馏塔T0102、萃取剂回收塔T0103和环己烷精制塔T0104。环己基苯精制塔T010与第三换热器E0103的管程相通，环己基苯精制塔T0101的塔顶通过混合物输送泵P0102与萃取剂精馏塔T0102连通，塔底与再沸器E0104的管程连通。环己基苯初产品依次经过三个换热器并被加热至120-140℃，并将其送入环己基苯精制塔T0101中，控制环己基苯精制塔T0101塔釜温度为250-260℃，塔顶温度为100-110℃，全塔压降为0.02MPa，塔顶摩尔回流比≥1.5，从塔顶馏出苯和环己烷的混合物，其进入萃取剂精馏塔T0102进行后续处理，从塔釜馏出环己基苯，环己基苯进入再沸器E0104的管程，与流经再沸器E0104壳程的流体换热后进入第三换热器E0103的壳程，与第三换热器E0103管程中的流体换热后，通过环己基苯产品泵P0106进入环己基苯储罐中保存；为了避免环己基苯在转运过程中挥发，需要对其进行降温处理，因此本发明中最好在第三换热器E0103与环己基苯产品泵P0106之间设置环己基苯冷却器E0106，环己基苯经过环己基苯冷却器E0106冷却至30-40℃后再进入环己基苯储罐中保存。
萃取剂精馏塔T0102的塔身上部设置有萃取剂入口，萃取剂入口通过萃取剂输送泵P0108与萃取剂储罐V0102连通，萃取剂储罐V0102中盛装有N,N-二甲基甲酰胺；萃取剂精馏塔T0102的塔顶与第一换热器E0101的壳程连通，塔底与萃取剂回收塔T0103连通，其中，第一换热器E0101的壳程通过环己烷输送泵P0104与环己烷精制塔T0104连通。将萃取剂与环己烷和苯的混合物按照1.5-5.0的体积比同时泵入萃取剂精馏塔T0102中，苯和环己烷的混合物由塔底进入，萃取剂由塔身上部进入，控制萃取剂精馏塔T0102塔釜温度为125-130℃，塔顶温度为80-95℃，全塔压降为0.05MPa，塔顶摩尔回流比大于1.0，从塔顶馏出包含苯和N,N-二甲基甲酰胺的环己烷，环己烷进入第一换热器E0101的壳程，与第一换热器E0101管程中的流体换热后可以直接进入环己烷精制塔T0104进行后续处理，但为了提升苯与环己烷的分离度，本发明在第一换热器E0101的壳程与环己烷输送泵P0104之间设置有回流罐V0103，回流罐V0103通过回流泵P0103与萃取剂精馏塔T0102连通，并且为了使返回萃取剂精馏塔T0102中的液体具有交底的温度，在回流罐V0103的上游设置有环己烷冷却器E0105；环己烷冷却器E0105将环己烷冷却至40-50℃，再将其进入回流罐V0103中，回流罐V0103中的一部分液体通过回流泵P0103回到萃取剂精馏塔T0102中，剩余的液体则通过环己烷输送泵P0104输送至环己烷精制塔T0104中进行后续处理。控制环己烷精制塔T0104塔釜温度为100-110℃，塔顶温度为50-60℃，全塔压降为0.03MPa，塔顶摩尔回流比大于1.0，从塔顶馏出轻组分环己烷，环己烷的纯度在99.5％以上，直接送入环己烷储罐保存；从塔釜馏出重组分，重组分进入燃料管网进行燃烧处理，燃烧生成CO2和H2O，直接排放入大气中。
从萃取剂精馏塔T0102塔釜馏出的苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物进入萃取剂回收塔T0103中，萃取剂回收塔T0103的塔顶连接有真空泵P0105，且塔顶与苯存储罐连通，其塔底与再沸器E0104的壳程连通，再沸器E0104的壳程与第二换热器E0102的壳程连通，第二换热器E0102的壳程通过萃取剂回收泵P0107与萃取剂储罐V0102连通。利用真空泵P0105控制萃取剂回收塔T0103塔顶压力为0.01～0.04MPa，并控制萃取剂回收塔塔釜温度为100～110℃，塔顶温度为35～45℃，塔顶摩尔回流比大于1.0，从塔顶馏出苯，其进入苯存储罐中保存，从塔釜馏出N,N-二甲基甲酰胺，其进入再沸器E0104的壳程与从环己基苯精制塔T0101塔釜出来的环己基苯换热后进入第二换热器E0102与环己基苯初产品换热，然后通过萃取剂回收泵P0107返回萃取剂储罐循环使用。
下面结合实施例对本发明中的分离提纯工艺进行详细说明。
实施例1
(1)通过进料部将包含苯和环己烷的环己基苯初产品加热至120℃，并将其送入环己基苯精制塔中，控制环己基苯精制塔塔釜温度为210℃，塔顶温度为105℃，全塔压降为0.01MPa，塔顶摩尔回流比为1.0，从塔顶馏出苯和环己烷的混合物，从塔釜馏出环己基苯，环己基苯进入第三换热器与环己基苯初产品换热后进入环己基苯储罐储存；
(2)将萃取剂与步骤(1)中馏出的苯和环己烷的混合物按2.0的体积比同时泵入萃取剂精馏塔中，苯和环己烷的混合物由塔底进入，萃取剂由塔身上部进入，控制萃取剂精馏塔塔釜温度为115℃，塔顶温度为90℃，全塔压降为0.02MPa，塔顶摩尔回流比为1.5，从塔顶馏出包含苯和N,N-二甲基甲酰胺的环己烷，从塔釜馏出苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物；其中，环己烷降温后进入回流罐，回流罐中部分环己烷回到萃取剂精馏塔中，其与环己烷进入环己烷精制塔进行处理；
(3)将步骤(2)中馏出的包含苯和N,N-二甲基甲酰胺的环己烷送入环己烷精制塔，控制环己烷精制塔塔釜温度为105℃，塔顶温度为55℃，全塔压降为0.03MPa，塔顶摩尔回流比为1.5，从塔顶馏出轻组分环己烷，其进入环己烷储罐保存，从塔釜馏出苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物，该混合物进入燃料管网进行燃烧处理；将步骤(2)中馏出的苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物送入萃取剂回收塔，控制控制萃取剂回收塔塔釜温度为105℃，塔顶温度为40℃，塔顶压力为0.02MPa，摩尔回流比为1.5，从塔顶馏出苯，其进入苯存储罐中保存，从塔釜馏出N,N-二甲基甲酰胺，其进入第二换热器与环己基苯初产品换热后返回萃取剂储罐循环使用。
实施例2
(1)通过进料部将包含苯和环己烷的环己基苯初产品加热至130℃，并将其送入环己基苯精制塔中，控制环己基苯精制塔塔釜温度为220℃，塔顶温度为110℃，全塔压降为0.01MPa，塔顶摩尔回流比为1.5，从塔顶馏出苯和环己烷的混合物，从塔釜馏出环己基苯，环己基苯进入第三换热器与环己基苯初产品换热后进入环己基苯储罐储存；
(2)将萃取剂与步骤(1)中馏出的苯和环己烷的混合物按1.5的体积比同时泵入萃取剂精馏塔中，苯和环己烷的混合物由塔底进入，萃取剂由塔身上部进入，控制萃取剂精馏塔塔釜温度为120℃，塔顶温度为95℃，全塔压降为0.02MPa，塔顶摩尔回流比为2.0，从塔顶馏出包含苯和N,N-二甲基甲酰胺的环己烷，从塔釜馏出苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物；其中，环己烷降温后进入回流罐，回流罐中部分环己烷回到萃取剂精馏塔中，其与环己烷进入环己烷精制塔进行处理；
(3)将步骤(2)中馏出的包含苯和N,N-二甲基甲酰胺的环己烷送入环己烷精制塔，控制环己烷精制塔塔釜温度为110℃，塔顶温度为60℃，全塔压降为0.03MPa，塔顶摩尔回流比为2.0，从塔顶馏出轻组分环己烷，其进入环己烷储罐保存，从塔釜馏出苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物，该混合物进入燃料管网进行燃烧处理；将步骤(2)中馏出的苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物送入萃取剂回收塔，控制控制萃取剂回收塔塔釜温度为110℃，塔顶温度为45℃，塔顶压力为0.04MPa，摩尔回流比为2.0，从塔顶馏出苯，其进入苯存储罐中保存，从塔釜馏出N,N-二甲基甲酰胺，其进入第二换热器与环己基苯初产品换热后返回萃取剂储罐循环使用。
实施例3
(1)通过进料部将包含苯和环己烷的环己基苯初产品加热至140℃，并将其送入环己基苯精制塔中，控制环己基苯精制塔塔釜温度为200℃，塔顶温度为100℃，全塔压降为0.01MPa，塔顶摩尔回流比为1.2，从塔顶馏出苯和环己烷的混合物，从塔釜馏出环己基苯，环己基苯进入第三换热器与环己基苯初产品换热后进入环己基苯储罐储存；
(2)将萃取剂与步骤(1)中馏出的苯和环己烷的混合物按4.0的体积比同时泵入萃取剂精馏塔中，苯和环己烷的混合物由塔底进入，萃取剂由塔身上部进入，控制萃取剂精馏塔塔釜温度为110℃，塔顶温度为80℃，全塔压降为0.02MPa，塔顶摩尔回流比为1.2，从塔顶馏出包含苯和N,N-二甲基甲酰胺的环己烷，从塔釜馏出苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物；其中，环己烷降温后进入回流罐，回流罐中部分环己烷回到萃取剂精馏塔中，其与环己烷进入环己烷精制塔进行处理；
(3)将步骤(2)中馏出的包含苯和N,N-二甲基甲酰胺的环己烷送入环己烷精制塔，控制环己烷精制塔塔釜温度为100℃，塔顶温度为50℃，全塔压降为0.03MPa，塔顶摩尔回流比为1.2，从塔顶馏出轻组分环己烷，其进入环己烷储罐保存，从塔釜馏出苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物，该混合物进入燃料管网进行燃烧处理；将步骤(2)中馏出的苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物送入萃取剂回收塔，控制控制萃取剂回收塔塔釜温度为100℃，塔顶温度为35℃，塔顶压力为0.01MPa，摩尔回流比为1.2，从塔顶馏出苯，其进入苯存储罐中保存，从塔釜馏出N,N-二甲基甲酰胺，其进入第二换热器与环己基苯初产品换热后返回萃取剂储罐循环使用。
实施例4
(1)通过进料部将包含苯和环己烷的环己基苯初产品加热至120℃，并将其送入环己基苯精制塔中，控制环己基苯精制塔塔釜温度为220℃，塔顶温度为105℃，全塔压降为0.01MPa，塔顶摩尔回流比为1.5，从塔顶馏出苯和环己烷的混合物，从塔釜馏出环己基苯，环己基苯进入第三换热器与环己基苯初产品换热后进入环己基苯储罐储存；
(2)将萃取剂与步骤(1)中馏出的苯和环己烷的混合物按3.0的体积比同时泵入萃取剂精馏塔中，苯和环己烷的混合物由塔底进入，萃取剂由塔身上部进入，控制萃取剂精馏塔塔釜温度为120℃，塔顶温度为80℃，全塔压降为0.02MPa，塔顶摩尔回流比为1.5，从塔顶馏出包含苯和N,N-二甲基甲酰胺的环己烷，从塔釜馏出苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物；其中，环己烷降温后进入回流罐，回流罐中部分环己烷回到萃取剂精馏塔中，其与环己烷进入环己烷精制塔进行处理；
(3)将步骤(2)中馏出的包含苯和N,N-二甲基甲酰胺的环己烷送入环己烷精制塔，控制环己烷精制塔塔釜温度为110℃，塔顶温度为50℃，全塔压降为0.03MPa，塔顶摩尔回流比为1.5，从塔顶馏出轻组分环己烷，其进入环己烷储罐保存，从塔釜馏出苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物，该混合物进入燃料管网进行燃烧处理；将步骤(2)中馏出的苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物送入萃取剂回收塔，控制控制萃取剂回收塔塔釜温度为110℃，塔顶温度为35℃，塔顶压力为0.02MPa，摩尔回流比为1.5，从塔顶馏出苯，其进入苯存储罐中保存，从塔釜馏出N,N-二甲基甲酰胺，其进入第二换热器与环己基苯初产品换热后返回萃取剂储罐循环使用。
虽然结合附图和实施例对本发明的具体实施方式进行了详细地描述，但不应理解为对本专利的保护范围的限定。在权利要求书所描述的范围内，本领域技术人员不经创造性劳动即可作出的各种修改和变形仍属本专利的保护范围。

Claims (10)

1.一种环己基苯分离提纯系统，其特征在于：包括进料部和分离提纯部；其中，
进料部包括进料罐(V0101)和三个换热器，所述进料罐(V0101)的出口设置有进料泵(P0101)，所述进料泵(P0101)与第一换热器(E0101)的管程连通，第二换热器(E0102)和第三换热器(E0103)的管程相互连通并依次串联于第一换热器(E0101)的下游，所述第三换热器(E0103)的管程与分离提纯部中的环己基苯精制塔(T0101)相通；
分离提纯部包括环己基苯精制塔(T0101)、萃取剂精馏塔(T0102)、萃取剂回收塔(T0103)和环己烷精制塔(T0104)，所述环己基苯精制塔(T0101)的塔顶通过混合物输送泵(P0102)与萃取剂精馏塔(T0102)连通，塔底与再沸器(E0104)的管程连通，所述再沸器(E0104)的管程与第三换热器(E0103)的壳程连通，所述第三换热器(E0103)的壳程通过环己基苯产品泵(P0106)与环己基苯储罐连通；所述萃取剂精馏塔(T0102)的塔身上部设置有萃取剂入口，所述萃取剂入口通过萃取剂输送泵(P0108)与萃取剂储罐(V0102)连通，所述萃取剂精馏塔(T0102)的塔顶与第一换热器(E0101)的壳程连通，所述第一换热器(E0101)的壳程通过环己烷输送泵(P0104)与环己烷精制塔(T0104)连通，所述环己烷精制塔(T0104)的塔顶和塔底分别与环己烷储罐和燃料管网连通；所述萃取剂精馏塔(T0102)的塔底与萃取剂回收塔(T0103)连通，所述萃取剂回收塔(T0103)的塔顶连接有真空泵(P0105)，且塔顶与苯存储罐连通，其塔底与再沸器(E0104)的壳程连通，所述再沸器(E0104)的壳程与第二换热器(E0102)的壳程连通，所述第二换热器(E0102)的壳程通过萃取剂回收泵(P0107)与所述萃取剂储罐(V0102)连通。
2.根据权利要求1所述的环己基苯分离提纯系统，其特征在于：所述第三换热器(E0103)与环己基苯产品泵(P0106)之间设置有环己基苯冷却器(E0106)。
3.根据权利要求1所述的环己基苯分离提纯系统，其特征在于：所述第一换热器(E0101)的壳程与环己烷输送泵(P0104)之间设置有回流罐(V0103)，所述回流罐(V0103)通过回流泵(P0103)与萃取剂精馏塔(T0102)连通。
4.根据权利要求3所述的环己基苯分离提纯系统，其特征在于：所述回流罐(V0103)上游设置有环己烷冷却器(E0105)。
5.根据权利要求1所述的环己基苯分离提纯系统，其特征在于：所述萃取剂储罐(V0102)中盛装的萃取剂为N,N-二甲基甲酰胺。
6.利用权利要求1～5任一项所述的环己基苯分离提纯系统提纯环己基苯的工艺，其特征在于，包括以下步骤：
(1)通过进料部将包含苯和环己烷的环己基苯初产品加热至120-140℃，并将其送入环己基苯精制塔中，控制环己基苯精制塔塔釜温度为200-220℃，塔顶温度为100-110℃，全塔压降为0.01MPa，塔顶摩尔回流比≥1.0，从塔顶馏出苯和环己烷的混合物，从塔釜馏出环己基苯，环己基苯进入第三换热器与环己基苯初产品换热后进入环己基苯储罐储存；
(2)将萃取剂与步骤(1)中馏出的苯和环己烷的混合物按1.5-5.0的体积比同时泵入萃取剂精馏塔中，苯和环己烷的混合物由塔底进入，萃取剂由塔身上部进入，控制萃取剂精馏塔塔釜温度为110-120℃，塔顶温度为80-95℃，全塔压降为0.02MPa，塔顶摩尔回流比大于1.0，从塔顶馏出包含苯和N,N-二甲基甲酰胺的环己烷，从塔釜馏出苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物；其中，环己烷降温后进入回流罐，回流罐中部分环己烷回到萃取剂精馏塔中，其与环己烷进入环己烷精制塔进行处理；
(3)将步骤(2)中馏出的包含苯和N,N-二甲基甲酰胺的环己烷送入环己烷精制塔，控制环己烷精制塔塔釜温度为100-110℃，塔顶温度为50-60℃，全塔压降为0.03MPa，塔顶摩尔回流比大于1.0，从塔顶馏出轻组分环己烷，其进入环己烷储罐保存，从塔釜馏出苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物，该混合物进入燃料管网进行燃烧处理；将步骤(2)中馏出的苯和N,N-二甲基甲酰胺的混合物送入萃取剂回收塔，控制控制萃取剂回收塔塔釜温度为100-110℃，塔顶温度为35-45℃，塔顶压力为0.01-0.04MPa，摩尔回流比大于1.0，从塔顶馏出苯，其进入苯存储罐中保存，从塔釜馏出N,N-二甲基甲酰胺，其进入第二换热器与环己基苯初产品换热后返回萃取剂储罐循环使用。
7.根据权利要求6所述的生产环己基苯的工艺，其特征在于：步骤(1)中环己基苯精制塔塔釜温度为210℃，塔顶温度为105℃，塔顶摩尔回流比为1.0。
8.根据权利要求6所述的生产环己基苯的工艺，其特征在于：步骤(2)中萃取剂精馏塔塔釜温度为115℃，塔顶温度为90℃，塔顶摩尔回流比为1.5。
9.根据权利要求6所述的生产环己基苯的工艺，其特征在于：步骤(3)中环己烷精制塔塔釜温度为105℃，塔顶温度为55℃，摩尔回流比为1.5。
10.根据权利要求6所述的生产环己基苯的工艺，其特征在于：步骤(3)中萃取剂回收塔塔釜温度为105℃，塔顶温度为40℃，塔顶压力为0.02MPa，摩尔回流比为1.5。
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