CN109821267A - 一种四氢呋喃回收系统 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种四氢呋喃回收系统，粗品罐的底部出口通过一号泵与一号换热器的管程入口相连，一号换热器的管程出口与一号精馏塔的中部入口相连，一号精馏塔的顶部出口依次经一号空冷器及一号收集罐与三号泵相连，三号泵的出口与二号换热器的壳程入口相连，二号换热器的壳程出口与二号精馏塔的入口相连，一号精馏塔的底部经废水接收罐、二号泵与三号换热器的管程入口相连，三号换热器的管程出口与汽提塔的上部入口相连，汽提塔的下部热媒入口与蒸汽管相连，汽提塔的底部出口经三号换热器的壳程与废水处理装置相连；汽提塔的顶部排气口经三号空冷器与粗品罐的回流口相连。该装置可以减少设备投资，降低污水COD，节约运行成本，增加产品收益。

Description

一种四氢呋喃回收系统

技术领域

本发明涉及一种多元组分提纯的连续生产装置，尤其涉及一种四氢呋喃回收系统，属于精馏回收装置技术领域。

背景技术

1，4丁二醇(BDO)是一种基本的化工及精细化工原料，广泛用于生产工程塑料及纤维，如：聚对苯二甲酸丁二醇酯（PBT）、弹性纤维、四氢呋喃（THF）、聚四亚甲基乙二醇醚（PTMEG）和不饱和聚酯（UP）等。生产BDO的工艺路线有很多种，其中顺酐法生产BDO的工艺过程中，高温环境下会发生副反应生成四氢呋喃（THF）。这部分四氢呋喃的量比较大，具有明显的经济效益，需进行回收利用，大量THF回收的典型装置为三塔精馏。

公开号为CN 206198731U的四氢呋喃的精馏回收装置的流程如下：一、二号精馏塔下部分别配套有一、二号塔再沸器，粗品罐的底部出口与一号换热器的管程入口相连，一号换热器的管程出口与一号精馏塔的中部入口相连，一号精馏塔的底部排口经一号废水泵与废水处理装置相连，一号精馏塔的顶部出口依次与一号空冷器、一号收集罐和一号泵相连，一号泵的出口与二号换热器的壳程入口相连，二号换热器的壳程出口与二号精馏塔的中上部入口相连，二号精馏塔的底部出口与二号换热器的管程入口相连，一号精馏塔的下部还配套有一号塔辅助再沸器，二号精馏塔的顶部出口与一号塔辅助再沸器的壳程入口相连，一号塔辅助再沸器的壳程出口依次与二号收集罐和二号泵相连，二号泵的出口与一号换热器的壳程入口相连，一号换热器的壳程出口与一号精馏塔的中上部入口相连。该系统不会发生结垢堵塞的问题，回流平稳，能耗低，节约危化品处理成本。

公开号为CN 208250196U的四氢呋喃的脱低沸物回收装置的流程如下：粗品罐的底部出口与一号换热器的管程入口相连，一号换热器的管程出口与一号精馏塔的中部入口相连，一号精馏塔的底部排口经一号废水泵与废水处理装置相连；一号精馏塔的顶部出口依次与一号空冷器、一号收集罐和一号泵相连，一号泵的出口与二号换热器的壳程入口相连，二号换热器的壳程出口与二号精馏塔的中上部入口相连，二号精馏塔的底部出口与二号换热器的管程入口相连，二号精馏塔的顶部出口与空冷器的物料入口相连，空冷器的介质出口与二号收集罐及回流控制阀相连，二号收集罐的出口与一号换热器的壳程入口相连，一号换热器的壳程出口与一号精馏塔的中上部入口相连；回流控制阀的出口与二号精馏塔的上部入口相连；二号精馏塔的顶部出口还与氮气控制阀及尾气控制阀相连，氮气控制阀的入口与氮气罐的出口相连，尾气控制阀的出口与尾气处理系统相连。该系统将二号精馏塔的塔顶冷凝有水冷改为了空冷，也不会发生结垢堵塞换不了热的问题。

传统的系统存在如下问题：1.一号精馏塔设置两个再沸器，一次投资成本高。2.一号精馏塔精馏分离后的废水直接进废水处理装置，废水中THF含量高，COD高达2.5万～4万mg/L，废水处理装置的处理压力大，另外这部分四氢呋喃被浪费。3.一号精馏塔和三号精馏塔的二号空冷器需要使用大量的循环冷却水，以年产2000t/a四氢呋喃生产线为例，年需消耗循环冷却水250～300万m³；一般公用工程车间与THF回收装置有较大防火间距，循环水在公用工程车间，输送距离远，压降大，电机功率大，能耗高。4.一号精馏塔和三号精馏塔的压力控制都是通过氮气加压和尾气排放来控制，既浪费了大量的氮气，又跑逸了大量的四氢呋喃。5.产品单一生产，满足不了市场的变化。6.装置低排取样都是就地排放，污染环境且存在大量的浪费。7.轻组分脱除和重组分脱除都是就地释放在桶里，现场安全隐患太大。

发明内容

本发明的目的在于，克服现有技术中存在的问题，提供一种四氢呋喃回收系统，可以减少设备投资，降低污水COD，节约运行成本，增加产品收益。

为解决以上技术问题，本发明的一种四氢呋喃回收系统，包括粗品罐V1、一号精馏塔L1和二号精馏塔L2，粗品罐V1的底部出口通过一号泵P1与一号换热器H1的管程入口相连，一号换热器H1的管程出口与一号精馏塔L1的中部入口相连，一号精馏塔L1的顶部出口依次经一号空冷器E1及一号收集罐T1与三号泵P3相连，三号泵P3的出口与二号换热器H2的壳程入口相连，二号换热器H2的壳程出口与二号精馏塔L2的中上部入口相连，一号精馏塔L1的底部排口与废水接收罐V2相连，废水接收罐V2的底部出口经二号泵P2与三号换热器H3的管程入口相连，三号换热器H3的管程出口与汽提塔L4的上部入口相连，汽提塔L4的下部热媒入口与蒸汽管一G1相连，汽提塔L4的底部出口与三号换热器H3的壳程入口相连，三号换热器H3的壳程出口与废水处理装置相连；汽提塔L4的顶部排气口经三号空冷器E3与粗品罐V1的回流口相连。

相对于现有技术，本发明取得了以下有益效果：BDO生产线排放的混合液进入粗品罐V1中，混合液中含有水、THF、少量的BDO和杂质，混合液由一号泵P1送出，经一号换热器H1预热后，进入一号精馏塔L1的中部入口，一号精馏塔L1的表压为16kPa，塔顶温度为66～70℃，经过一号精馏塔L1精馏后，从一号精馏塔L1顶部排出的气相物质中含有的91～95%wt的THF，其余为水和杂质，经一号空冷器E1冷凝成液相进入一号收集罐T1储存，三号泵P3将其抽出，经二号换热器H2加热后，送入二号精馏塔L2的中上部入口继续精馏。一号精馏塔L1的塔底温度为99～103℃，塔底排出废水中含有0.1～2%wt的THF，其余为水和少量的BDO，废水中COD含量为2.5～3.5万mg/L，进入废水接收罐V2中暂存，废水被二号泵P2抽出，经三号换热器H3加热后，从汽提塔L4的上部入口进入汽提塔L4中汽提，汽提后废水中的COD含量降低至5000～8000mg/L，进入废水处理装置进行处理，大大降低了污水处理的负荷。汽提塔L4提出来的THF，经三号空冷器E3冷凝后，回到粗品罐V1中继续回收，减少THF的浪费，提高系统的经济效益。

作为本发明的改进，汽提塔L4的下部热媒入口通过汽提塔蒸汽调节阀F1与蒸汽管一G1相连，汽提塔蒸汽调节阀F1的开度受控于汽提塔L4的塔顶温度。0.3bar表压的蒸汽从蒸汽管一G1及汽提塔蒸汽调节阀F1进入汽提塔L4的下部，为汽提提供热源，汽提塔蒸汽调节阀F1根据汽提塔L4的塔顶温度自动调节开度，可以保持汽提塔L4的工作状态稳定。

作为本发明的进一步改进，三号泵P3的出口还通过一号塔回流控制阀F2与一号精馏塔L1的顶部回流口相连，一号塔回流控制阀F2的开度受控于一号精馏塔L1的塔顶温度。部分一号收集罐T1的排出液经三号泵P3及一号塔回流控制阀F2回到一号精馏塔L1中进行循环精馏，可以提高一级分离物的纯度，一号塔回流控制阀F2根据一号精馏塔L1的塔顶温度自动调节开度，可以将一号精馏塔L1的塔顶温度控制在132~136℃。

作为本发明的进一步改进，一号空冷器E1配套有变频调速装置且转速受控于一号精馏塔L1的塔顶压力。一号精馏塔L1的塔顶冷凝采用空冷器，可节约大量循环冷却水，一号空冷器E1变频运行，节能降耗，将一号精馏塔L1的塔顶压力稳定控制为16KPa。

作为本发明的进一步改进，一号精馏塔L1、二号精馏塔L2、一号泵P1、二号泵P2、三号泵P3及各管线的低排口分别与低排总管G10相连，低排总管G10的出口与低位罐V4的入口相连，低位罐V4的底部出口通过七号泵P7与粗品罐V1的回流口相连，低排总管G10上设有加盖漏斗G10a。各设备低点和管线低点都接入低位罐V4，可以减少THF跑冒滴漏，改善现场操作环境，同时提高了经济效益。取样液经分析化验后都可以倒入加盖漏斗G10a得以回收，改变以往倾倒入下水道的做法，既减少污水处理的负荷，又增加了经济效益。

作为本发明的进一步改进，一号精馏塔L1的下部配套有一号再沸器L1a，一号再沸器L1a的壳程入口与蒸汽管一G1相连，一号再沸器L1a的壳程出口与冷凝水管G3相连；二号精馏塔L2的下部配套有二号再沸器L2a，二号再沸器L2a的壳程入口与蒸汽管二G2相连，二号再沸器L2a的壳程出口与冷凝水管G3相连。采用不同压力的饱和蒸汽满足不同级别的塔釜温度需求，0.3bar的蒸汽从蒸汽管一G1进入一号再沸器L1a，为一级精馏提供热量，通过控制蒸汽管一G1的蒸汽流量将一号精馏塔L1的塔釜温度控制为99~103℃。1.0bar的蒸汽从蒸汽管二G2进入二号再沸器L2a，为二级精馏提供热量，通过控制蒸汽管二G2的蒸汽流量将二号精馏塔L2的塔釜温度控制为149~152℃。

作为本发明的进一步改进，二号精馏塔L2的顶部通过氮气控制阀F3与氮气管G4相连，通过尾气控制阀F4与尾气管G5相连，氮气控制阀F3的开度受控于二号精馏塔L2的顶部压力，尾气控制阀F4的开度也受控于二号精馏塔L2的顶部压力。通过氮气加压和尾气排放串级控制，将二号精馏塔L2的塔顶压力控制为700~800KPa。

作为本发明的进一步改进，二号精馏塔L2的底部出口与二号换热器H2的管程入口相连，二号换热器H2的管程出口与三号精馏塔L3的中部入口及成品管G8相连；三号精馏塔L3的下部配套有三号再沸器L3a，三号再沸器L3a的壳程入口与二号精馏塔L2的顶部排气口相连，三号再沸器L3a的壳程出口与二号收集罐T2的入口相连；二号收集罐T2的出口与四号泵P4的入口相连，四号泵P4的出口通过二号塔回流控制阀F5与二号精馏塔L2的顶部回流口相连，塔回流控制阀F5的开度受控于二号精馏塔L2的塔顶温度；四号泵P4的出口还连接有二号塔回流管G6和二号塔排放管G7，二号塔回流管G6的出口与一号换热器H1的壳程入口相连，一号换热器H1的壳程出口与一号精馏塔L1的上部入口相连；二号塔排放管G7的出口与残液罐V3的入口相连，残液罐V3的出口与废液管G9相连。二号精馏塔L2顶部排出的气相物质中含有的80～85%wt的THF，其余为水和轻组分，进入三号再沸器L3a对三号精馏塔L3的底部进行加热，然后进入二号收集罐T2储存；二级分离物作为三号再沸器L3a的热源，可以使一号精馏塔L1省去一个再沸器，省去了二号精馏塔L2的塔顶冷凝器，既节能，又降低一次投资，系统初次开车少了一道蒸汽切换，减少了故障发生的可能。二号收集罐T2中的二级分离物由四号泵P4抽出，一部分进入二号精馏塔L2的顶部循环，由二号塔回流控制阀F5控制二号精馏塔L2的塔顶温度；还有一部分通过二号塔回流管G6进入一号换热器H1的壳程，对来自粗品罐V1的混合液进行预热，分级进行余热回收。多余的二级分离物经二号塔排放管G7进入残液罐V3中储存，通过废液管G9输出灌装，既增加经济效益，又安全环保。二号精馏塔L2的塔底出料中含有99.5～99.9%wt的THF、少量的水和重组分，经二号换热器H2与来自一号收集罐T1的物料换热后，可以进入三号精馏塔L3中继续精馏，也可以从成品管G8输出，通过两级精馏直接灌装99.5～99.9%wt的THF，满足不同的市场需求。

作为本发明的进一步改进，三号精馏塔L3的顶部出口与二号空冷器E2的入口相连，二号空冷器E2的出口与三号收集罐T3的入口相连，三号收集罐T3的底部出口与六号泵P6的入口相连，六号泵P6的出口与三号塔回流管及成品管G8相连，所述三号塔回流管上安装有三号塔回流控制阀F6且与三号精馏塔L3的顶部回流口相连，三号塔回流控制阀F6的开度受控于三号精馏塔L3的塔顶温度，二号空冷器E2的转速受控于三号精馏塔L3的塔顶压力。三号精馏塔L3顶部排出的气相物质中含有的99.99%wt的THF和极少量的水，经二号空冷器E2冷凝成液态，进入三号收集罐T3储存。三号精馏塔L3的塔顶冷凝采用空冷器，可节约大量循环冷却水，二号空冷器E2变频运行，节能降耗，将三号精馏塔L3顶部压力稳定控制在塔顶压力控制为1~10KPa。三号收集罐T3中的三级分离物由六号泵P6抽出，一部分经三号塔回流管及三号塔回流控制阀F6回到三号精馏塔L3中循环精馏，三号塔回流控制阀F6将三号精馏塔L3的塔顶温度控制在60~66℃；另一部分从成品管G8输出灌装，得到99.99%wt的THF，满足极高纯度的市场需求。

作为本发明的进一步改进，三号精馏塔L3的底部出口与五号泵P5的入口相连，五号泵P5的出口与残液罐V3的入口相连。三号精馏塔L3的塔底出料中含有99～99.9%wt的THF、少量的重组分，进入残液罐V3中储存，通过废液管G9输出灌装，既增加经济效益，又安全环保。

附图说明

下面结合附图和具体实施方式对本发明作进一步详细的说明，附图仅提供参考与说明用，非用以限制本发明。

图1为本发明四氢呋喃回收系统的流程图。

图中：L1.一号精馏塔；L2.二号精馏塔；L3.三号精馏塔；L4.汽提塔；L1a.一号再沸器；L2a.二号再沸器；L3a.三号再沸器；E1.一号空冷器；E2.二号空冷器；E3.三号空冷器；T1.一号收集罐；T2.二号收集罐；T3.三号收集罐；H1.一号换热器；H2.二号换热器；H3.三号换热器；V1.粗品罐；V2.废水接收罐；V3.残液罐；V4.低位罐；P1.一号泵；P2.二号泵；P3.三号泵；P4.四号泵；P5.五号泵；P6.六号泵；P7.七号泵；G1.蒸汽管一；G2.蒸汽管二；G3.冷凝水管；G4.氮气管；G5.尾气管；G7.二号塔排放管；G6.二号塔回流管；G8.成品管；G9.废液管；G10.低排总管；G10a.加盖漏斗；F1.汽提塔蒸汽调节阀；F2.一号塔回流控制阀；F3.氮气控制阀；F4.尾气控制阀；F5.二号塔回流控制阀；F6.三号塔回流控制阀。

具体实施方式

如图1所示，本发明的四氢呋喃回收系统，包括粗品罐V1、一号精馏塔L1和二号精馏塔L2，粗品罐V1的底部出口通过一号泵P1与一号换热器H1的管程入口相连，一号换热器H1的管程出口与一号精馏塔L1的中部入口相连，一号精馏塔L1的顶部出口依次经一号空冷器E1及一号收集罐T1与三号泵P3相连，三号泵P3的出口与二号换热器H2的壳程入口相连，二号换热器H2的壳程出口与二号精馏塔L2的中上部入口相连，一号精馏塔L1的底部排口与废水接收罐V2相连，废水接收罐V2的底部出口经二号泵P2与三号换热器H3的管程入口相连，三号换热器H3的管程出口与汽提塔L4的上部入口相连，汽提塔L4的下部热媒入口与蒸汽管一G1相连，汽提塔L4的底部出口与三号换热器H3的壳程入口相连，三号换热器H3的壳程出口与废水处理装置相连；汽提塔L4的顶部排气口经三号空冷器E3与粗品罐V1的回流口相连。

BDO生产线排放的混合液进入粗品罐V1中，混合液中含有水、THF、少量的BDO和杂质，混合液由一号泵P1送出，经一号换热器H1预热后，进入一号精馏塔L1的中部入口，一号精馏塔L1的表压为16kPa，塔顶温度为66～70℃，经过一号精馏塔L1精馏后，从一号精馏塔L1顶部排出的气相物质中含有的91～95%wt的THF，其余为水和杂质，经一号空冷器E1冷凝成液相进入一号收集罐T1储存，三号泵P3将其抽出，经二号换热器H2加热后，送入二号精馏塔L2的中上部入口继续精馏。一号精馏塔L1的塔底温度为99～103℃，塔底排出废水中含有0.1～2%wt的THF，其余为水和少量的BDO，废水中COD含量为2.5～3.5万mg/L，进入废水接收罐V2中暂存，废水被二号泵P2抽出，经三号换热器H3加热后，从汽提塔L4的上部入口进入汽提塔L4中汽提，汽提后废水中的COD含量降低至5000～8000mg/L，进入废水处理装置进行处理，大大降低了污水处理的负荷。汽提塔L4提出来的THF，经三号空冷器E3冷凝后，回到粗品罐V1中继续回收，减少THF的浪费，提高系统的经济效益。

汽提塔L4的下部热媒入口通过汽提塔蒸汽调节阀F1与蒸汽管一G1相连，汽提塔蒸汽调节阀F1的开度受控于汽提塔L4的塔顶温度。0.3bar表压的蒸汽从蒸汽管一G1及汽提塔蒸汽调节阀F1进入汽提塔L4的下部，为汽提提供热源，汽提塔蒸汽调节阀F1根据汽提塔L4的塔顶温度自动调节开度，可以保持汽提塔L4的工作状态稳定。

三号泵P3的出口还通过一号塔回流控制阀F2与一号精馏塔L1的顶部回流口相连，一号塔回流控制阀F2的开度受控于一号精馏塔L1的塔顶温度。部分一号收集罐T1的排出液经三号泵P3及一号塔回流控制阀F2回到一号精馏塔L1中进行循环精馏，可以提高一级分离物的纯度，一号塔回流控制阀F2根据一号精馏塔L1的塔顶温度自动调节开度，可以将一号精馏塔L1的塔顶温度控制在132~136℃。

一号空冷器E1配套有变频调速装置且转速受控于一号精馏塔L1的塔顶压力。一号精馏塔L1的塔顶冷凝采用空冷器，可节约大量循环冷却水，一号空冷器E1变频运行，节能降耗，将一号精馏塔L1的塔顶压力稳定控制为16KPa。

一号精馏塔L1、二号精馏塔L2、一号泵P1、二号泵P2、三号泵P3及各管线的低排口分别与低排总管G10相连，低排总管G10的出口与低位罐V4的入口相连，低位罐V4的底部出口通过七号泵P7与粗品罐V1的回流口相连，低排总管G10上设有加盖漏斗G10a。各设备低点和管线低点都接入低位罐V4，可以减少THF跑冒滴漏，改善现场操作环境，同时提高了经济效益。取样液经分析化验后都可以倒入加盖漏斗G10a得以回收，改变以往倾倒入下水道的做法，既减少污水处理的负荷，又增加了经济效益。

一号精馏塔L1的下部配套有一号再沸器L1a，一号再沸器L1a的壳程入口与蒸汽管一G1相连，一号再沸器L1a的壳程出口与冷凝水管G3相连；二号精馏塔L2的下部配套有二号再沸器L2a，二号再沸器L2a的壳程入口与蒸汽管二G2相连，二号再沸器L2a的壳程出口与冷凝水管G3相连。采用不同压力的饱和蒸汽满足不同级别的塔釜温度需求，0.3bar的蒸汽从蒸汽管一G1进入一号再沸器L1a，为一级精馏提供热量，通过控制蒸汽管一G1的蒸汽流量将一号精馏塔L1的塔釜温度控制为99~103℃。1.0bar的蒸汽从蒸汽管二G2进入二号再沸器L2a，为二级精馏提供热量，通过控制蒸汽管二G2的蒸汽流量将二号精馏塔L2的塔釜温度控制为149~152℃。

二号精馏塔L2的顶部通过氮气控制阀F3与氮气管G4相连，通过尾气控制阀F4与尾气管G5相连，氮气控制阀F3的开度受控于二号精馏塔L2的顶部压力，尾气控制阀F4的开度也受控于二号精馏塔L2的顶部压力。通过氮气加压和尾气排放串级控制，将二号精馏塔L2的塔顶压力控制为700~800KPa。

二号精馏塔L2的底部出口与二号换热器H2的管程入口相连，二号换热器H2的管程出口与三号精馏塔L3的中部入口及成品管G8相连；三号精馏塔L3的下部配套有三号再沸器L3a，三号再沸器L3a的壳程入口与二号精馏塔L2的顶部排气口相连，三号再沸器L3a的壳程出口与二号收集罐T2的入口相连；二号收集罐T2的出口与四号泵P4的入口相连，四号泵P4的出口通过二号塔回流控制阀F5与二号精馏塔L2的顶部回流口相连，塔回流控制阀F5的开度受控于二号精馏塔L2的塔顶温度。

二号精馏塔L2顶部排出的气相物质中含有的80～85%wt的THF，其余为水和轻组分，进入三号再沸器L3a对三号精馏塔L3的底部进行加热，然后进入二号收集罐T2储存；二级分离物作为三号再沸器L3a的热源，可以使一号精馏塔L1省去一个再沸器，省去了二号精馏塔L2的塔顶冷凝器，既节能，又降低一次投资，系统初次开车少了一道蒸汽切换，减少了故障发生的可能。

四号泵P4的出口还连接有二号塔回流管G6和二号塔排放管G7，二号塔回流管G6的出口与一号换热器H1的壳程入口相连，一号换热器H1的壳程出口与一号精馏塔L1的上部入口相连；二号塔排放管G7的出口与残液罐V3的入口相连，残液罐V3的出口与废液管G9相连。

二号收集罐T2中的二级分离物由四号泵P4抽出，一部分进入二号精馏塔L2的顶部循环，由二号塔回流控制阀F5控制二号精馏塔L2的塔顶温度；还有一部分通过二号塔回流管G6进入一号换热器H1的壳程，对来自粗品罐V1的混合液进行预热，分级进行余热回收。多余的二级分离物经二号塔排放管G7进入残液罐V3中储存，通过废液管G9输出灌装，既增加经济效益，又安全环保。二号精馏塔L2的塔底出料中含有99.5～99.9%wt的THF、少量的水和重组分，经二号换热器H2与来自一号收集罐T1的物料换热后，可以进入三号精馏塔L3中继续精馏，也可以从成品管G8输出，通过两级精馏直接灌装99.5～99.9%wt的THF，满足不同的市场需求。

三号精馏塔L3的顶部出口与二号空冷器E2的入口相连，二号空冷器E2的出口与三号收集罐T3的入口相连，三号收集罐T3的底部出口与六号泵P6的入口相连，六号泵P6的出口与三号塔回流管及成品管G8相连，三号塔回流管上安装有三号塔回流控制阀F6且与三号精馏塔L3的顶部回流口相连，三号塔回流控制阀F6的开度受控于三号精馏塔L3的塔顶温度，二号空冷器E2的转速受控于三号精馏塔L3的塔顶压力。

三号精馏塔L3顶部排出的气相物质中含有的99.99%wt的THF和极少量的水，经二号空冷器E2冷凝成液态，进入三号收集罐T3储存。三号精馏塔L3的塔顶冷凝采用空冷器，可节约大量循环冷却水，二号空冷器E2变频运行，节能降耗，将三号精馏塔L3顶部压力稳定控制在塔顶压力控制为1~10KPa。

三号收集罐T3中的三级分离物由六号泵P6抽出，一部分经三号塔回流管及三号塔回流控制阀F6回到三号精馏塔L3中循环精馏，三号塔回流控制阀F6将三号精馏塔L3的塔顶温度控制在60~66℃；另一部分从成品管G8输出灌装，得到99.99%wt的THF，满足极高纯度的市场需求。

三号精馏塔L3的底部出口与五号泵P5的入口相连，五号泵P5的出口与残液罐V3的入口相连。三号精馏塔L3的塔底出料中含有99～99.9%wt的THF、少量的重组分，进入残液罐V3中储存，通过废液管G9输出灌装，既增加经济效益，又安全环保。

以年产2000t/aTHF为例，本装置年节省3bar蒸汽4000t，一吨蒸汽约220元，年可节省蒸汽费用88万；THF年可减少浪费60t，一吨THF约15000元，年可增加效益90万；节省冷却水循环量约160万m³，折合约节省30万元，汽提系统增加成本略小于废水处理装置节省的效益，管理成本节省不计，每年可获综合效益208万元。此外，二号精馏塔省去塔顶冷凝器、一号精馏塔省去一台再沸器，可以节约初投资10万元。本系统极大地降低了能源消耗，节约一次投资，适应市场变化，可以提供不同纯度的产品，同时节能安全环保，运行成本低，装置稳定性好。

以上所述仅为本发明之较佳可行实施例而已，非因此局限本发明的专利保护范围。除上述实施例外，本发明还可以有其他实施方式，凡采用等同替换或等效变换形成的技术方案，均落在本发明要求的保护范围内。本发明未经描述的技术特征可以通过或采用现有技术实现，在此不再赘述。

Claims (10)

1.一种四氢呋喃回收系统，包括粗品罐(V1)、一号精馏塔(L1)和二号精馏塔(L2)，粗品罐(V1)的底部出口通过一号泵(P1)与一号换热器(H1)的管程入口相连，一号换热器(H1)的管程出口与一号精馏塔(L1)的中部入口相连，一号精馏塔(L1)的顶部出口依次经一号空冷器(E1)及一号收集罐(T1)与三号泵(P3)相连，三号泵(P3)的出口与二号换热器(H2)的壳程入口相连，二号换热器(H2)的壳程出口与二号精馏塔(L2)的中上部入口相连，其特征在于：一号精馏塔(L1)的底部排口与废水接收罐(V2)相连，废水接收罐(V2)的底部出口经二号泵(P2)与三号换热器(H3)的管程入口相连，三号换热器(H3)的管程出口与汽提塔(L4)的上部入口相连，汽提塔(L4)的下部热媒入口与蒸汽管一(G1)相连，汽提塔(L4)的底部出口与三号换热器(H3)的壳程入口相连，三号换热器(H3)的壳程出口与废水处理装置相连；汽提塔(L4)的顶部排气口经三号空冷器(E3)与粗品罐(V1)的回流口相连。

2.根据权利要求1所述的四氢呋喃回收系统，其特征在于：汽提塔(L4)的下部热媒入口通过汽提塔蒸汽调节阀(F1)与蒸汽管一(G1)相连，汽提塔蒸汽调节阀(F1)的开度受控于汽提塔(L4)的塔顶温度。

3.根据权利要求1所述的四氢呋喃回收系统，其特征在于：三号泵(P3)的出口还通过一号塔回流控制阀(F2)与一号精馏塔(L1)的顶部回流口相连，一号塔回流控制阀(F2)的开度受控于一号精馏塔(L1)的塔顶温度。

4.根据权利要求1所述的四氢呋喃回收系统，其特征在于：一号空冷器(E1)配套有变频调速装置且转速受控于一号精馏塔(L1)的塔顶压力。

5.根据权利要求1至4中任一项所述的四氢呋喃回收系统，其特征在于：一号精馏塔(L1)、二号精馏塔(L2)、一号泵(P1)、二号泵(P2)、三号泵(P3)及各管线的低排口分别与低排总管(G10)相连，低排总管(G10)的出口与低位罐(V4)的入口相连，低位罐(V4)的底部出口通过七号泵(P7)与粗品罐(V1)的回流口相连，低排总管(G10)上设有加盖漏斗(G10a)。

6.根据权利要求1或2或3所述的四氢呋喃回收系统，其特征在于：一号精馏塔(L1)的下部配套有一号再沸器(L1a)，一号再沸器(L1a)的壳程入口与蒸汽管一(G1)相连，一号再沸器(L1a)的壳程出口与冷凝水管(G3)相连；二号精馏塔(L2)的下部配套有二号再沸器(L2a)，二号再沸器(L2a)的壳程入口与蒸汽管二(G2)相连，二号再沸器(L2a)的壳程出口与冷凝水管(G3)相连。

7.根据权利要求1或2或3所述的四氢呋喃回收系统，其特征在于：二号精馏塔(L2)的顶部通过氮气控制阀(F3)与氮气管(G4)相连，通过尾气控制阀(F4)与尾气管(G5)相连，氮气控制阀(F3)的开度受控于二号精馏塔(L2)的顶部压力，尾气控制阀(F4)的开度也受控于二号精馏塔(L2)的顶部压力。

8.根据权利要求4所述的四氢呋喃回收系统，其特征在于：二号精馏塔(L2)的底部出口与二号换热器(H2)的管程入口相连，二号换热器(H2)的管程出口与三号精馏塔(L3)的中部入口及成品管(G8)相连；三号精馏塔(L3)的下部配套有三号再沸器(L3a)，三号再沸器(L3a)的壳程入口与二号精馏塔(L2)的顶部排气口相连，三号再沸器(L3a)的壳程出口与二号收集罐(T2)的入口相连；二号收集罐(T2)的出口与四号泵(P4)的入口相连，四号泵(P4)的出口通过二号塔回流控制阀(F5)与二号精馏塔(L2)的顶部回流口相连，塔回流控制阀(F5)的开度受控于二号精馏塔(L2)的塔顶温度；四号泵(P4)的出口还连接有二号塔回流管(G6)和二号塔排放管(G7)，二号塔回流管(G6)的出口与一号换热器(H1)的壳程入口相连，一号换热器(H1)的壳程出口与一号精馏塔(L1)的上部入口相连；二号塔排放管(G7)的出口与残液罐(V3)的入口相连，残液罐(V3)的出口与废液管(G9)相连。

9.根据权利要求8所述的四氢呋喃回收系统，其特征在于：三号精馏塔(L3)的顶部出口与二号空冷器(E2)的入口相连，二号空冷器(E2)的出口与三号收集罐(T3)的入口相连，三号收集罐(T3)的底部出口与六号泵(P6)的入口相连，六号泵(P6)的出口与三号塔回流管及成品管(G8)相连，所述三号塔回流管上安装有三号塔回流控制阀(F6)且与三号精馏塔(L3)的顶部回流口相连，三号塔回流控制阀(F6)的开度受控于三号精馏塔(L3)的塔顶温度，二号空冷器(E2)的转速受控于三号精馏塔(L3)的塔顶压力。

10.根据权利要求8所述的四氢呋喃回收系统，其特征在于：三号精馏塔(L3)的底部出口与五号泵(P5)的入口相连，五号泵(P5)的出口与残液罐(V3)的入口相连。