CN111004090A - 一种用于三元含水共溶体系分离的精馏-分子筛膜耦合工艺及装置 - Google Patents

一种用于三元含水共溶体系分离的精馏-分子筛膜耦合工艺及装置 Download PDF

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Abstract

本发明为一种用于三元含水共溶体系分离的精馏‑分子筛膜耦合工艺及装置,公开了一种精馏塔和膜构件直接耦合的新型分离装置,包括常规精馏塔所包含的塔内构件和膜渗透单元内件。对于三元含水体系分离,本发明巧妙的将分子筛膜蒸汽渗透装置与精馏塔组合为一体,实现简易结构的单个精馏塔对三元且存在共沸体系的分离,明显提高了分离效率。

Description

一种用于三元含水共溶体系分离的精馏-分子筛膜耦合工艺 及装置
技术领域
本发明涉及精馏技术及其膜分离相关设备领域,尤其涉及三元体系精馏-膜分离耦合技术装置及其运行方法。
背景技术
随着经济的发展,能源需求一直在加速增长,但燃料供给的单一化严重阻碍了社会的健康发展,因此探究能源供给的多元化已经成为维护能源安全的重要组成部分,各国政府也竞相投入大量资金开发核能、氢能、风能、太阳能、先进电池材料等新技术;另一方面,但是由于绿色环保技术的落后,造成了巨大的生产浪费和环境污染。例如,目前大气中的CO2的含量与工业革命时相比,增幅度达45%,成为气候变暖的直接原因,威胁了人类生存。我国作为后发展国家,经济虽然取得了长足进步,但是环保意识薄弱,粗放、低效、落后的产能模式造成严重环境问题。上述列举的能源和环境问题,都涉及工程技术核心的分离提纯工艺,因此探寻绿色、环保、经济、高效率的提纯回收技术和设备,替代相对落后的分离工艺、对于实现经济、社会、环境的良性发展具有重要意义。
在有机溶剂生产和使用过程中,如何实现有机溶剂高效分离是化学工业界关注的焦点,用于气体和有机溶剂回收的主要技术包括:深冷工艺、变压吸附、化学吸收、精馏、电解法等,然而这些工艺流程往往占地广、操作繁琐、能耗大,制约其发展和应用。水、乙醇易形成共沸物,传统分离技术存在着过程复杂、能耗高、易带来环境污染等问题,难以实现经济、高效的分离。渗透汽化膜分离技术应用于有机溶剂分离具有不受体系汽液平衡的限制、单级分离效率高等优点,具有明显的技术和经济优势,特别适用于近沸点、恒沸点混合物的分离以及有机溶剂中微量水的脱除、废水中少量高价值有机污染物的回收。
蒸汽渗透是一种高效节能的膜分离技术,特别适用于共沸和近沸混合物的分离。基于分子筛膜的蒸汽渗透分离技术在有机溶剂脱水过程中表现出的优异分离性能,已经实现了工业应用。
对于一般的三元共沸体系,通过普通精馏方法不能使其得到有效的分离,通常需要结合萃取精馏等特殊精馏方法。通过向被分离体系中加入溶剂,使被分离组分之间的相对挥发度提高,从而将该物系分离。然而这类方法存在着引入杂质溶剂,造成污染,且需要多塔操作,存在工艺操作复杂、能耗成本高等缺点。因此,对于三元共沸体系,避免采用需要引入并回收夹带剂的工艺,可以明显减少流程复杂程度,且较大程度节约固定投资。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是提供一种三元体系精馏-分子筛膜耦合装置及其运行方法,使其可以广泛地将该装置应用于分离三元共沸体系,不仅解决传统精馏工艺对共沸体系分离的难题,而且提高了膜分离工艺处理量低从而导致实际应用体系受限的难题。
本发明的第一个方面,提供了:
一种用于三元含水共溶体系分离的精馏-分子筛膜耦合工艺,包括如下步骤:
将三元含水体系泵入精馏塔中进行精馏;
并且,在至少一级的相邻塔板间通过分子筛膜对体系进行脱水。
在一个实施方式中,所述的分子筛膜可以是NaA、ZSM-5、Silicalite-1、MOR、DDR或者CHA分子筛膜等。
在一个实施方式中,所述的三元含水体系是指三元含水共沸体系。
在一个实施方式中,所述的三元含水共沸体系可以是异丙醇-丙酮-水三元体系,甲醇-乙醇-水体系,甲醇-叔戊醇-水体系,甲醇-甲基叔丁基醚-水体系,碳酸二甲酯-甲醇-水体系等。
本发明的第二个方面,提供了:
一种用于三元含水共溶体系分离的精馏-分子筛膜耦合装置,包括:
精馏塔T101,用于对三元含水共溶体系进行精馏分离;
精馏塔T101的至少两块相邻的塔板1之间还设有分子筛膜组件2;分子筛膜组件2的原料侧与塔板1连通,分子筛膜组件2的渗透侧连接至产水罐V105。
在一个实施方式中,也可以在每个相邻的塔板之间设分子筛膜组件。
在一个实施方式中,也可以在位于精馏塔的三元含水共溶体系的进料位置处的相邻塔板之间设分子筛膜组件。
在一个实施方式中,也可以在位于精馏塔的三元含水共溶体系的进料位置处的上下各几级的相邻塔板之间设分子筛膜组件,例如可以是上下各1-10级的相邻塔板之间。
在一个实施方式中,还包括原料罐V101,原料罐V101依次通过离心泵P101、第一流量计101、预热器E104连接至精馏塔T101的进料位置。
在一个实施方式中,精馏塔T101的塔釜再沸器通过冷却器E103、第四流量计F104连接至塔釜残液罐V102。
在一个实施方式中,分子筛膜组件2的渗透侧通过冷凝器E102连接至产水罐V105,并且分子筛膜组件2的渗透侧上还连接有真空泵P104。
在一个实施方式中,精馏塔T101的塔顶通过塔顶冷凝器E101连接至回流缓冲罐V103,回流缓冲罐V103通过回流泵P102和第二流量计F102连接至精馏塔T101的塔顶。
在一个实施方式中,回流缓冲罐V103通过塔顶采出泵P103和第三流量计F103连接至塔顶储罐V104。
本发明的第三个方面,提供了:
精馏-分子筛膜耦合装置在用于减小三元含水共沸精馏过程中的塔板数、回流比中的用途。
有益效果
本发明的适用于三元共沸体系分离的精馏-分子筛膜耦合装置及其运行方法,将精馏技和膜分离技术有机结合,不但能够显著降低过程能耗,而且可以降低精馏塔的回流比,突破精馏技术的限制,并解决膜分离生产能力低的问题,充分发挥精馏技术与膜分离技术各自的优势,可以帮助实际的共沸三元体系在单塔条件下完成分离。
附图说明
图1是本发明的整体装置图;
图2是膜分离单元俯视图;
图3是膜分离单元正视图。
其中,1、塔板;2、分子筛膜组件;V101、原料罐;P101、离心泵;E103、预热器;F101、第一流量计;E102、冷凝器;T101、精馏塔;V105、产水罐;P104、真空泵;F102、第二流量计;P102、回流泵;V103、回流缓冲罐;E101、塔顶冷凝器;F103、第三流量计;P103、塔顶采出泵;V104、塔顶储罐;E103、冷却器;F104、第四流量计;V102、塔釜残液罐;
具体实施方式
本发明所要解决的技术问题是提供一种三元体系精馏-分子筛膜耦合装置及其运行方法,使其可以广泛地将该装置应用于分离三元共沸体系,不仅解决传统精馏工艺对共沸体系分离的难题,而且提高了膜分离工艺处理量低从而导致实际应用体系受限的难题。
本发明提供的耦合工艺的精馏塔的结构如图2和图3所示,在图中,精馏塔是由多级塔板构成,其中至少一级塔板1内部设有分子筛膜组件2,这里所用的分子筛膜组件2中装填有分子筛膜,所述的分子筛膜可以是NaA、ZSM-5、Silicalite-1、MOR、DDR或者CHA分子筛膜等。
基于上述精馏塔的整体装置如图1所示。
装置包括:
精馏塔T101,用于对三元含水共溶体系进行精馏分离;
精馏塔T101的至少两块相邻的塔板1之间还设有分子筛膜组件2;分子筛膜组件2的原料侧与塔板1连通,分子筛膜组件2的渗透侧连接至产水罐V105。在两层塔板之间进行物料的气液相中的组分再分配的过程中,分子筛膜组件实现了对物料进行脱水的处理,打破了原有的气液平衡。
分子筛膜组件2所使用的膜组件为中空纤维分子筛膜,且膜组件的一侧为死端,另一端连接至外部的抽真空设备,中空纤维分子筛膜置于多空保护夹套内。分子筛膜组件2采用卧置方式,中空纤维膜垂直于精馏塔塔壁方向。对于安装分子筛膜组件2的两块塔板中间,精馏塔塔壁可以开多个适用于分子筛膜组件规格大小的孔,并安装对应开孔个数的膜组件。膜分离单元中的分子筛膜组件的外壳为不锈钢网状筒体。分子筛膜组件2中的分子筛膜顶部抽真空端通过法兰固定在精馏塔塔壁的开孔上。膜分离单元中的膜组件顶部封头固定于精馏塔外侧。分子筛膜组件顶部封头顶端有出口与真空泵管路相连。
在以上的设备中,分子筛膜组件2的安装位置可以是处于精馏塔进料高度位置处的几个塔板处。
以上的过程中,可以适用的三元共沸体系可以是异丙醇-丙酮-水三元体系,甲醇-乙醇-水体系,甲醇-叔戊醇-水体系,甲醇-甲基叔丁基醚-水体系,碳酸二甲酯-甲醇-水体系等。三元共沸体系在一般情况下,都采用萃取精馏的方式完成分离,包括萃取、精馏、溶剂回收等工段。对于三元共沸体系的萃取精馏通常需要三塔工艺,结合多效精馏的特点降低流程能耗,包括萃取精馏塔、加压精馏塔、溶剂回收塔。而对于本发明所提供的精馏-分子筛膜脱水耦合工艺,可以在该耦合装置内完成对水组分的分离。对于三元共沸体系的分离,全部流程可以通过采用单塔或双塔完成,避免了溶剂回收,变压(高压)塔等复杂工艺的应用,极大的节约了固定投资费用。
对于装有分子筛脱水装置的塔板,由于在该级塔板脱水,使得三元共沸体系的气相水含量降低,其余组分气相含量升高,改变了原有相平衡状态。根据新的相平衡条件,液相水含量在该块塔板上升高,其余组分液相含量相对降低,每级塔板效率升高。由于精馏塔内分子筛膜脱水段参与了水组分的分离,利用膜组件承担精馏塔的部分分离工作,因此适当降低回流比,同样可以满足精馏产品要求,从而减少塔板数量。与普通精馏塔相比,本发明所提出的耦合工艺既可以降低精馏塔回流比,又能突破精馏技术的限制,并且解决分离膜生产能力小的问题,充分发挥了精馏技术与膜分离技术各自的优势,从而降低能耗。
关于分子筛膜组件的安装位置,可以是在整个精馏塔中任意两块相邻的塔板之间安装,也可以是在全部的两块相邻的塔板之间安装;另外,也可以是直接安装于三元体系进料位置处的两块塔板之间,也可以是在进料位置向上或者向下几级的塔板位置之间进行安装。
为了说明本方法的优点,通过三元含水共沸体系的精馏过程计算来进行说明。
以异丙醇-丙酮-水体系为例,精馏塔的进料组成为异丙醇50%,丙酮40%,水10%。采用Wilson,NRTL及UNIQUAC模型分别对3组二元体系的汽液平衡数据进行关联,确定模型参数,并比较平衡温度和汽相组成的计算值与实验值。实验部分依据相关文献,采用了单级循环汽液平衡釜测定常压条件下异丙醇-丙酮-水三元体系的汽液平衡数据,FID检测器分析样品。通过溶液在单级循环汽液平衡釜中100kPa条件下加热,待相平衡稳定,取实验值并与模型计算值相比较。
表1异丙醇-丙酮-水三元体系气液平衡条件下实验值与计算值对比
由3对二元体系的模型参数关联三元体系的汽液平衡实验数据,汽相组成平均相对误差均小于5%,温度平均误差均小于2℃,其中UNIQUAC模型的误差较小,表明该相平衡模型更适用于丙酮-异丙醇-水体系的关联。
对于普通精馏塔结构,选取理论板数为10,进料板为5,进料温度为50℃,回流比为0.5。通过在Aspen Plus软件RadFrac模块中设置相关精馏塔参数,选用UNIQUAC模型得到三元体系的二元交互作用参数,计算得到精馏塔不同塔板组成如表2所示。
表2精馏塔不同塔板液相组成
塔板 丙酮 异丙醇
1 0.770 0.194 0.034
2 0.576 0.359 0.064
3 0.479 0.439 0.081
4 0.442 0.467 0.089
5 0.430 0.475 0.094
6 0.424 0.480 0.094
7 0.412 0.490 0.096
8 0.383 0.515 0.100
9 0.320 0.568 0.110
10 0.221 0.655 0.123
对于分子筛膜耦合精馏塔结构,选取理论板数为8,进料板为4,在第4块板设置安装膜组件,进料温度50℃回流比为0.5。通过在Aspen Plus软件RadFrac模块中设置相关精馏塔参数,选用UNIQUAC模型得到三元体系的二元交互作用参数。通过拟合蒸汽渗透脱水实验结果,总结出了半经验渗透通量方程。基于通量方程形式
计算得到相关渗透通量参数k为2.63,E为104.02。基于该通量方程对实验数据进行拟合对比,拟合优度达到98%以上。根据膜组件串联模型,定义了精馏塔塔板间的膜组件总通量与膜面积的等式关系
FMZM,i=NΔA·Ji
其中N代表组件个数,ΔA代表每个膜组件膜面积大小,通过改变不同的膜面积值,即可得到不同条件下的膜通量数据。将以上模型基于Aspen Custom Modeler用户自定义模块内嵌于流程模型中,计算得到精馏塔不同塔板组成如表3所示。通过表2和表3的数据对比可以看出,表1中直接采用10块理论板进行精馏时,在塔顶处的丙酮和异丙醇经过分离之后,其组成分别为0.770和0.194;与之形成明显对比的,在表3中的计算结果中,只采用8块理论板时,在塔顶组成中丙酮和异丙醇的组成就已经分别达到了0.811和0.187,通常情况下,为了提高分离度,必须要增加塔板数,而采用本发明的方法时,在更少的塔板数的情况下就已经超过原有条件下的分离因子,说明本发明的方法明显地提高了塔板效率;在进料塔板处,可以通过分子筛膜组件对气相物料进行脱水,分子筛膜可以采用中空纤维NaA分子筛膜,通过在渗透侧连通负压,使得气相组成中的水分含量降低,可以打破三元共沸组成,提高塔板效率,适当减小回流比。
表3分子筛膜耦合精馏塔不同塔板液相组成(不同塔板数)
塔板 丙酮 异丙醇
1 0.811 0.187 0.002
2 0.686 0.312 0.002
3 0.577 0.419 0.004
4 0.521 0.474 0.005
5 0.445 0.546 0.009
6 0.394 0.595 0.011
7 0.332 0.656 0.012
8 0.233 0.755 0.012
同样地,为了说明本发明的方法可以有效地降低精馏回流比,还进行了如下的对比计算,与表2中的区别是:对于分子筛膜耦合精馏塔结构,选取理论板数为10,进料板为5,在第5块板设置安装膜组件,进料温度为50℃,回流比为0.45。通过在Aspen Plus软件RadFrac模块中设置相关精馏塔参数,选用UNIQUAC模型得到三元体系的二元交互作用参数,基于上述膜组件模拟方法,计算得到精馏塔不同塔板组成如表4所示。
表4分子筛膜耦合精馏塔不同塔板液相组成(不同回流比)
塔板 丙酮 异丙醇
1 0.809 0.189 0.002
2 0.792 0.205 0.003
3 0.670 0.326 0.004
4 0.568 0.428 0.004
5 0.517 0.478 0.005
6 0.507 0.485 0.008
7 0.469 0.521 0.010
8 0.399 0.590 0.011
9 0.324 0.664 0.012
10 0.241 0.747 0.012
通过表2和表4的数据对比,可以看出在采用分子筛膜耦合精馏塔的条件下,采用了较低的回流比操作。本领域技术人员知晓,通常在低回流比的情况下,分离效率会降低,而本发明中采用了耦合分子筛膜的精馏塔在更低的回流比的操作条件下,反而能够使在塔顶处丙酮和异丙醇的分离因子得到了提高,就证实了本发明的方法可以在实际操作中减小对精馏回流比的要求,使得精馏效率更高、能耗更小。
为了分析本发明的方法在不同精馏塔相对位置对分离效果的影响,还进行了如下的计算,与表2中的区别是:对于分子筛膜耦合精馏塔结构,选取理论板数为10,进料板为5,在第2块板、第5块板和第8块板分别设置安装膜组件,进料温度为50℃,回流比为0.5。通过在Aspen Plus软件RadFrac模块中设置相关精馏塔参数,选用UNIQUAC模型得到三元体系的二元交互作用参数,,基于上述膜组件模拟方法,计算得到精馏塔不同塔板组成如表5-7所示。
表5分子筛膜耦合精馏塔不同塔板液相组成(不同膜组件安装位置,第二块板)
塔板 丙酮 异丙醇
1 0.811 0.185 0.004
2 0.789 0.206 0.005
3 0.671 0.323 0.006
4 0.564 0.429 0.007
5 0.512 0.480 0.008
6 0.493 0.498 0.009
7 0.464 0.526 0.010
8 0.405 0.585 0.010
9 0.316 0.673 0.011
10 0.239 0.749 0.012
表6分子筛膜耦合精馏塔不同塔板液相组成(不同膜组件安装位置,第五块板)
塔板 丙酮 异丙醇
1 0.819 0.179 0.002
2 0.799 0.198 0.003
3 0.675 0.321 0.004
4 0.571 0.425 0.004
5 0.518 0.477 0.005
6 0.502 0.490 0.008
7 0.462 0.528 0.010
8 0.39 0.599 0.011
9 0.313 0.675 0.012
10 0.227 0.761 0.012
表7分子筛膜耦合精馏塔不同塔板液相组成(不同膜组件安装位置,第八块板)
塔板 丙酮 异丙醇
1 0.812 0.185 0.003
2 0.791 0.206 0.003
3 0.674 0.321 0.005
4 0.569 0.425 0.006
5 0.519 0.474 0.007
6 0.504 0.487 0.009
7 0.465 0.525 0.010
8 0.396 0.593 0.011
9 0.321 0.668 0.011
10 0.237 0.751 0.012
在一个实施方式中,还包括原料罐V101,原料罐V101依次通过离心泵P101、第一流量计101、预热器E104连接至精馏塔T101的进料位置。三元含水共沸体系通过原料罐V101再供入精馏塔T101的进料位置。
在一个实施方式中,精馏塔T101的塔釜再沸器通过冷却器E103、第四流量计F104连接至塔釜残液罐V102。塔釜再沸器用于对精馏塔的釜底液加热,当精馏过程结束后,塔釜中为重组分,将冷却器E103将塔釜液冷却后,收集在塔釜残液罐V102。
在一个实施方式中,分子筛膜组件2的渗透侧通过冷凝器E102连接至产水罐V105,并且分子筛膜组件2的渗透侧上还连接有真空泵P104。在脱水的过程中,分子筛膜组件2中的中空纤维分子筛膜的管外侧与精馏塔内的物料相接触,物料中的水分透过膜层进入至中空纤维分子筛膜的管内中,通过真空泵P104的抽吸作用,将管内的水分抽出,通过冷凝器E102对管内的渗透液进行冷却后,得到主要含水的渗透液,渗透液收集于产水罐V105。经过脱水后的精馏物料继续在上一级或下一级的塔板处进行气液传质,直至塔底或塔顶,完成精馏过程。
在一个实施方式中,精馏塔T101的塔顶通过塔顶冷凝器E101连接至回流缓冲罐V103,回流缓冲罐V103通过回流泵P102和第二流量计F102连接至精馏塔T101的塔顶。经过了气液传质的精馏过程,轻组分到达塔顶处,经过塔顶冷凝器E101冷凝之后,一部分通过回流泵P102回流至塔顶,作为回流的轻组分继续进行精馏过程。
在一个实施方式中,回流缓冲罐V103通过塔顶采出泵P103和第三流量计F103连接至塔顶储罐V104;塔顶的轻组分的另一部分,通过塔顶采出泵P103输送至塔顶储罐V104,作为经过精馏分离后得到的轻组分。
其操作过程是:
原料由离心泵P101从原料罐V101通过阀进入精馏塔T101的塔釜再沸器内。
真空泵P104通过精馏塔侧线出口进行抽真空,形成过膜推动力,并采出渗透组分,通过冷凝器E102进入产水罐V105。
连续精馏时,原料由离心泵P101从原料罐V101经过流量计F101计量后,通过原料预热器E102进入精馏塔。
塔釜再沸器内液体经过电加热器加热后产生的蒸汽穿过塔内的塔板后达到塔顶,蒸汽经塔顶冷凝器E101冷凝后变成冷凝液,经回流缓冲罐V103,一部分由回流泵P102通过调节阀经过流量计F102计量后回到塔内,另一部分由塔顶采出泵P103通过调节阀经过第三流量计F103计量后到塔顶储罐V104,收集塔顶轻组分丙酮。
塔釜液体经过冷却器E103冷却,通过调节阀经流量计F104计量后流入塔釜残液罐V102内,收集塔底重组分丙醇。
通过检测塔顶、塔底及部分塔板样液,直至将所述体系液体净化分离完成后,停止运行所述精馏-分子筛膜耦合装置。
由此可以看出,将分子筛膜蒸汽渗透工艺与精馏过程相耦合,将塔顶蒸汽直接引入膜分离系统,不但能够显著降低过程能耗,而且可以降低精馏塔的回流比,突破精馏技术的限制,并解决膜分离生产能力低的问题,充分发挥精馏技术与膜分离技术各自的优势。

Claims (10)

1.一种用于三元含水共溶体系分离的精馏-分子筛膜耦合工艺,其特征在于,包括如下步骤:
将三元含水体系泵入精馏塔中进行精馏;
并且,在至少一级的相邻塔板间通过分子筛膜对体系进行脱水。
2.根据权利要求1所述的用于三元含水共溶体系分离的精馏-分子筛膜耦合工艺,其特征在于,在一个实施方式中,所述的分子筛膜可以是NaA、ZSM-5、Silicalite-1、MOR、DDR或者CHA分子筛膜等;也可以是在全部的相邻的塔板间通过分子筛膜对体系进行脱水;也可以在位于精馏塔的三元含水共溶体系的进料位置处的相邻塔板之间通过分子筛膜对体系进行脱水;也可以在位于精馏塔的三元含水共溶体系的进料位置处的上下各几级的相邻塔板之间通过分子筛膜对体系进行脱水,例如可以是上下各1-10级的相邻塔板之间。
3.根据权利要求1所述的用于三元含水共溶体系分离的精馏-分子筛膜耦合工艺,其特征在于,在一个实施方式中,所述的三元含水体系是指三元含水共沸体系。
4.根据权利要求1所述的用于三元含水共溶体系分离的精馏-分子筛膜耦合工艺,其特征在于,在一个实施方式中,所述的三元含水共沸体系可以是异丙醇-丙酮-水三元体系,甲醇-乙醇-水体系,甲醇-叔戊醇-水体系,甲醇-甲基叔丁基醚-水体系,碳酸二甲酯-甲醇-水体系等。
5.一种用于三元含水共溶体系分离的精馏-分子筛膜耦合装置,其特征在于,包括:
精馏塔(T101),用于对三元含水共溶体系进行精馏分离;
精馏塔(T101)的至少两块相邻的塔板(1)之间还设有分子筛膜组件(2);分子筛膜组件(2)的原料侧与塔板(1)连通,分子筛膜组件(2)的渗透侧连接至产水罐(V105)。
6.根据权利要求5所述的用于三元含水共溶体系分离的精馏-分子筛膜耦合装置,其特征在于,在一个实施方式中,也可以在每个相邻的塔板(1)之间设分子筛膜组件(2);在一个实施方式中,也可以在位于精馏塔的三元含水共溶体系的进料位置处的相邻塔板之间设分子筛膜组件(2);在一个实施方式中,也可以在位于精馏塔的三元含水共溶体系的进料位置处的上下各几级的相邻塔板之间设分子筛膜组件(2),例如可以是上下各1-10级的相邻塔板之间。
7.根据权利要求5所述的用于三元含水共溶体系分离的精馏-分子筛膜耦合装置,其特征在于,在一个实施方式中,还包括原料罐(V101),原料罐(V101)依次通过离心泵(P101)、第一流量计(101)、预热器(E104)连接至精馏塔(T101)的进料位置。
8.根据权利要求5所述的用于三元含水共溶体系分离的精馏-分子筛膜耦合装置,其特征在于,在一个实施方式中,精馏塔(T101)的塔釜再沸器通过冷却器(E103)、第四流量计(F104)连接至塔釜残液罐(V102);在一个实施方式中,分子筛膜组件(2)的渗透侧通过冷凝器(E102)连接至产水罐(V105),并且分子筛膜组件(2)的渗透侧上还连接有真空泵(P104)。
9.根据权利要求5所述的用于三元含水共溶体系分离的精馏-分子筛膜耦合装置,其特征在于,在一个实施方式中,精馏塔(T101)的塔顶通过塔顶冷凝器(E101)连接至回流缓冲罐(V103),回流缓冲罐(V103)通过回流泵(P102)和第二流量计(F102)连接至精馏塔(T101)的塔顶;在一个实施方式中,回流缓冲罐(V103)通过塔顶采出泵(P 103)和第三流量计(F103)连接至塔顶储罐(V104)。
10.权利要求5所述的精馏-分子筛膜耦合装置在用于减小三元含水共沸精馏过程中的塔板数、回流比中的用途。
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