CN114426642A - 一种生产双环戊二烯树脂的节能系统和方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种生产双环戊二烯树脂的节能系统和方法，主要解决现有技术存在热能和冷能消耗大的问题。采用本发明所述的系统和方法，利用热源和热阱的换热技术，设置反应进出料换热器6和汽提塔进出料换热器12，在反应进料与循环溶剂间实现热耦合，在汽提塔进料和汽提塔釜液间也实现热耦合，节约热能295.0～307.6千瓦/万吨树脂产品，节约冷能270.0～281.4千瓦/万吨树脂产品，较好地解决了上述问题，可大规模应用于生产双环戊二烯树脂中。
Description
技术领域
本发明涉及双环戊二烯树脂生产工艺领域，尤其涉及一种生产双环戊二烯树脂的节能系统和方法。
背景技术
双环戊二烯(Dicyclopentadiene，简称DCPD)，分子式C10H12，又称二聚环戊二烯，是环戊二烯经Diels-Alder反应生成的二聚体，主要用于生产不饱和聚酯、石油树脂、乙丙橡胶第三单体、聚双环戊二烯及多种精细化工品。双环戊二烯树脂是一种应用十分广泛的高聚物，其双环戊二烯原料来源广泛，合成成本低，具有良好的耐碱性、耐水性和耐候性以及与有机物质具有良好的相溶性等优点，可在很多方面得到应用，特别是能代替不饱和聚酯树脂应用于一些特殊场合，如：橡胶、塑料、油墨、涂料、胶粘剂、路标漆等多种制造行业，可有效地降低成本。
双环戊二烯石油树脂是采用碳五馏分分离得到的粗双环戊二烯为主要原料，经热聚合生成的一种树脂产品，双环戊二烯树脂的分离提纯方法有两种：热二聚-解聚-蒸馏法和溶剂萃取法等等。现有双环戊二烯石油树脂装置中，反应器及树脂精制汽提塔需要使用200℃以上高温热媒提供热量，同时循环溶剂的潜热及汽提塔釜的高温物流需要冷却介质提供冷量。
现有技术中的专利申请号201320369042.3合成双环戊二烯石油树脂生产系统，公开了包括顺次连接的热聚合反应器、换热器、闪蒸罐、汽提塔和产品储罐，通过将热聚合反应器、换热器、闪蒸罐、汽提塔和产品储罐有机地结合在一起，从而实现操作连续、平稳运行，有效控制石油树脂分子量和分子量分布，控制产品性能指标稳定一致。现有技术中的专利申请号201410569412.7一种反应精馏制备高纯度双环戊二烯的方法，公开了采用二台反应精馏塔制备高纯度和高收率的双环戊二烯产品。现有技术中的专利申请号201410570042.9双环戊二烯石油树脂合成工艺，公开了通过加入少量的单烯烃来精确控制双环戊二烯石油树脂旋转粘度和软化点，得到的双环戊二烯石油树脂软化度可以灵活控制，从而使双环戊二烯树脂的生产控制易于进行，产品质量更加稳定，满足客户多档次需求，提高经济效益。现有技术中的专利申请号201611225307.7双环戊二烯石油树脂的制备方法，公开了一种使用低活性低聚物作为原料制备高聚合收率双环戊二烯石油树脂的技术方案。弥补了在石油树脂生产过程中常有大量的低聚物产生，因其活性较低，通常不能够再用作反应物，只能作为附加值较低的产品处理掉或作为燃料烧掉，导致聚合产品收率很低的不足。现有技术中的专利申请号201710206074.4一种异戊二烯改性双环戊二烯石油树脂及制备方法，公开了首先引发异戊二烯聚合制备低聚物异戊二烯石油树脂，然后对异戊二烯石油树脂进行改性处理，最后将改性的石油树脂进行提纯处理。由此，扩大了石油树脂的应用范围，具有较好的经济价值。
虽然上述现有技术对合成双环戊二烯石油树脂进行了创新，但是，这些技术生产规模小，没有涉及热量的耦合，工艺生产装置存在物流反复加热与冷却而消耗大量热能和冷能、能量不能充分利用，热力学效率低的问题，因此需要发明一种新技术以提高整个工艺过程能量的综合利用效率。
发明内容
本发明针对现有技术的不足，提供了一种生产双环戊二烯树脂的节能系统和方法，在双环戊二烯石油树脂工艺生产装置中，充分利用热源和热阱的热交换节能技术，在反应进料与循环溶剂之间实现热量的耦合，同时在汽提塔进料和汽提塔釜液之间也实现热量的耦合，从而大大降低了双环戊二烯树脂工艺生产装置热能消耗和冷能消耗。
为实现上述目的，本发明采用以下技术方案：
本发明的第一方面是提供一种生产双环戊二烯树脂的节能系统，在生产规模为100吨/年～20万吨/年的双环戊二烯石油树脂工艺装置中，按照管路连接的顺序，依次包括双环戊二烯罐、双环戊二烯泵、混合器、反应进出料换热器、反应进料加热器、反应器、反应产物闪蒸罐、汽提塔进料泵、汽提塔进出料换热器、汽提塔和汽提塔釜液泵；其中，所述汽提塔釜液泵的出口与所述汽提塔进出料换热器管路连接、汽提塔釜液泵的进口与所述汽提塔塔底管路连接；所述节能系统还包括依次管路连接的溶剂罐和溶剂泵，所述溶剂泵出口与所述混合器管路连接；所述反应产物闪蒸罐罐顶的气相物流出口与所述反应进出料换热器管路连接，所述反应进出料换热器与所述溶剂罐管路连接。
进一步地，所述节能系统还包括汽提塔再沸器。
进一步地，所述汽提塔再沸器一端与所述汽提塔通过管路连接，另一端通过管路连接到所述汽提塔和所述汽提塔釜液泵之间的管路上。
本发明的第二方面是提供一种生产双环戊二烯树脂的方法，应用上述节能系统，包括如下步骤：
步骤1，新鲜溶剂和循环溶剂进入溶剂罐后经过溶剂泵增压送至混合器，双环戊二烯原料进入双环戊二烯罐后经过双环戊二烯泵增压送至混合器；
步骤2，双环戊二烯与溶剂混合后的物流经过反应进出料换热器与反应产物闪蒸罐气相物流换热后进入反应进料加热器，经过热媒加热至所需反应温度后，进入反应器发生聚合反应生成双环戊二烯树脂，聚合反应产物进入反应产物闪蒸罐；
步骤3，闪蒸后的液相物流经汽提塔进料泵增压后经汽提塔进出料换热器与汽提塔釜液换热后进入汽提塔塔顶，经过汽提塔塔釜进入的蒸汽汽提后，分离出低聚物、部分溶剂和双环戊二烯物流从汽提塔塔顶流出送至下游流程；
步骤4，从汽提塔塔釜分离出含双环戊二烯树脂产品的汽提塔釜液经过汽提塔釜液泵增压后与液相物流换热后送至下游流程；
步骤5，反应产物经闪蒸罐闪蒸后的气相物流与物流换热后，冷凝为循环溶剂进入溶剂罐中循环使用。
进一步地，汽提塔再沸器为汽提塔提供热量。
进一步地，反应器的入口操作温度为212～297℃，出口操作温度为144～236℃。
进一步优选地，反应器的入口操作温度为222～287℃，出口操作温度为154～226℃。
进一步更优地，反应器入口操作温度为234～275℃，出口操作温度为166～214℃。
进一步地，汽提塔塔顶的操作温度为151～211℃，塔釜的操作温度为198～267℃。
进一步优选地，汽提塔塔顶的操作温度为161～201℃，塔釜的操作温度为208～257℃。
进一步更优地，汽提塔塔顶操作温度为173～190℃，塔釜操作温度为220～245℃。
本发明采用以上技术方案，与现有技术相比，具有如下技术效果：
本发明涉及一种生产双环戊二烯树脂的节能系统和方法，利用热源和热阱的热交换节能技术，设置反应进出料换热器和汽提塔进出料换热器，在反应进料与循环溶剂之间实现热量的耦合，同时在汽提塔进料和汽提塔釜液之间也实现热量的耦合，从而大大降低了生产装置热能消耗和冷能消耗；反应单元加热能耗从现有技术570.0千瓦/万吨树脂产品下降到本发明275.0～262.4千瓦/万吨树脂产品，节约热能295.0～307.6千瓦/万吨树脂产品，节约冷能270.0～281.4千瓦/万吨树脂产品，取得了较好的技术效果。
附图说明
图1为本发明中的生产双环戊二烯树脂的工艺流程图；
其中，1-溶剂罐；2-溶剂泵；3-双环戊二烯罐；4-双环戊二烯泵；5-混合器；6-反应进出料换热器；7-反应进料加热器；8-反应器；10-反应产物闪蒸罐；11-汽提塔进料泵；12-汽提塔进出料换热器；13-汽提塔；14-汽提塔再沸器；15-汽提塔釜液泵；
A-新鲜溶剂；B-双环戊二烯原料；C-物流；D-换热后的物流；E-加热后的物流；F-聚合反应产物；G-气相物流；H-循环溶剂；J-闪蒸后的液相物流；K-换热后的液相物流；L-蒸汽；M-汽提塔釜液；N-汽提塔塔顶物流；P-换热后的汽提塔釜液；
工艺流程如下：
新鲜溶剂A和循环溶剂H进入溶剂罐1后经过溶剂泵2增压送至混合器5，双环戊二烯原料B进入双环戊二烯罐3后经过双环戊二烯泵4增压送至混合器5，双环戊二烯与溶剂混合后的物流C经过反应进出料换热器6与反应产物闪蒸罐10气相物流G换热后形成换热后的物流D进入反应进料加热器7，经过热媒加热形成加热后的物流E至所需反应温度后，进入反应器8发生聚合反应生成双环戊二烯树脂的聚合反应产物F进入反应产物闪蒸罐10。主要组分为溶剂经闪蒸的气相物流G与物流C换热后，冷凝为循环溶剂H进入溶剂罐1循环使用，闪蒸后的液相物流J经汽提塔进料泵11增压后在汽提塔进出料换热器12中与汽提塔釜液M换热后形成换热后的液相物流K进入汽提塔13塔顶，经过汽提塔13塔釜进入的蒸汽L汽提后，分离出含低聚物、部分溶剂和双环戊二烯的汽提塔塔顶物流N从汽提塔13塔顶流出送至下游流程，汽提塔再沸器14为汽提塔13提供热量，含双环戊二烯树脂产品的汽提塔釜液M经过汽提塔釜液泵15增压后与液相物流J换热后形成换热后的汽提塔釜液P送至下游流程。
具体实施方式
本发明提供了一种生产双环戊二烯树脂的节能系统。参考图1，该节能系统在生产规模为100吨/年～20万吨/年的双环戊二烯石油树脂工艺装置中，按照管路连接的顺序，依次包括双环戊二烯罐3、双环戊二烯泵4、混合器5、反应进出料换热器6、反应进料加热器7、反应器8、反应产物闪蒸罐10、汽提塔进料泵11、汽提塔进出料换热器12、汽提塔13和汽提塔釜液泵15；
其中，汽提塔釜液泵15的出口与所述汽提塔进出料换热器12管路连接、汽提塔釜液泵15的进口与汽提塔13塔底管路连接；
该节能系统还包括依次管路连接的溶剂罐1和溶剂泵2；溶剂泵2出口与混合器5管路连接；反应产物闪蒸罐10罐顶的气相物流出口与反应进出料换热器6管路连接，反应进出料换热器6与溶剂罐1管路连接；
该节能系统还包括汽提塔再沸器14，汽提塔再沸器14一端与汽提塔13通过管路连接，另一端通过管路连接到汽提塔13和汽提塔釜液泵15之间的管路上。
应用上述节能生产双环戊二烯树脂的方法，包括如下步骤：
步骤1，新鲜溶剂A和循环溶剂H进入溶剂罐1后经过溶剂泵2增压送至混合器5，双环戊二烯原料B进入双环戊二烯罐3后经过双环戊二烯泵4增压送至混合器5；
步骤2，双环戊二烯B与溶剂混合后的物流C经过反应进出料换热器6与反应产物闪蒸罐10气相物流G换热成为换热后的物料D进入反应进料加热器7，经过热媒加热成为加热后的物料E至所需反应温度后，进入反应器8发生聚合反应生成双环戊二烯树脂的聚合反应产物F进入反应产物闪蒸罐10；
步骤3，闪蒸后的液相物流J经汽提塔进料泵11增压后在汽提塔进出料换热器12中与汽提塔釜液M换热成为换热后的液相物料K进入汽提塔13塔顶，经过汽提塔13塔釜进入的蒸汽L汽提后，分离出含低聚物、部分溶剂和双环戊二烯的汽提塔塔顶物流N从汽提塔13塔顶流出送至下游流程；
步骤4，从汽提塔13塔釜分离出含双环戊二烯树脂产品的汽提塔釜液M经过汽提塔釜液泵15增压后与闪蒸后的液相物流J换热成为换热后的汽提塔釜液P送至下游流程。
其中，汽提塔再沸器14为汽提塔13提供热量；反应产物闪蒸罐10闪蒸后的气相物流G与物流C换热后，冷凝为循环溶剂H进入溶剂罐1中循环使用；反应器8的入口操作温度为234～275℃，出口操作温度为166～214℃；汽提塔13塔顶的操作温度为173～190℃，塔釜操作温度为220～245℃。
下面通过具体实施例对本发明进行详细和具体的介绍，以使更好的理解本发明，但是下述实施例并不限制本发明范围。
对比例一
以生产规模为2万吨/年双环戊二烯树脂工艺装置为例，现有技术采用物流直接加热，直接冷却的工艺方法。溶剂罐的操作温度为45℃、双环戊二烯罐的操作温度为25℃，混合后的物流温度为37℃，物流直接加热至250℃，所需热能为865kW，反应产物闪蒸罐气相物流的操作温度为187℃，经冷却介质冷却至50℃，所需的冷能为557kW。闪蒸后的液相物流温度为187℃，汽提塔釜液温度为245℃，汽提塔再沸器热能为273kW。二处消耗热能为1138kW。
实施例一
以生产规模为2万吨/年双环戊二烯树脂工艺装置为例，采用本发明一种生产双环戊二烯树脂的节能系统和方法。溶剂罐1的操作温度为45℃、双环戊二烯罐3的操作温度为25℃，混合后的物流C温度为37℃，反应器8入口操作温度为250℃，出口操作温度为187℃，汽提塔13塔顶的操作温度为190℃，塔釜操作温度为245℃。物流C与气相物流G通过反应进出料换热器6在反应进料、循环溶剂之间实现热量耦合，反应进出料换热器6冷侧物流从37℃上升到174℃，热侧物流从187℃下降到50℃，可回收热能557kW，反应进料加热器7消耗热能下降为308kW，不需要冷能。闪蒸后的液相物流J温度为187℃，汽提塔釜液M温度为245℃，将闪蒸后的液相物流J和汽提塔釜液M通过汽提塔进出料换热器12换热实现热量耦合，汽提塔进出料换热器12冷侧物流从187℃上升到210℃，热侧物流从245℃下降到210℃，可回收热能52kW，将闪蒸后的液相物流J温度提升至210℃，同时汽提塔釜液M温度降至210℃，汽提塔再沸器14消耗热能下降为221kW。由此，二处消耗热能为529kW。
与对比例一采用现有技术的工艺方法相比，本实施例采用本发明一种生产双环戊二烯树脂的节能系统和方法，节约热能609kW，节约冷能557kW；相当于节约热能304.5千瓦/万吨树脂产品，节约冷能278.5千瓦/万吨树脂产品。
对比例二
以生产规模为100吨/年双环戊二烯树脂中试装置为例，现有技术采用物流直接加热，直接冷却的工艺方法。溶剂罐的操作温度为45℃、双环戊二烯罐的操作温度为25℃，混合后的物流温度为37℃，物流直接加热至250℃，所需热能为4.33kW，反应产物闪蒸罐气相物流的操作温度为187℃，经冷却介质冷却至50℃，所需的冷能为2.70kW。闪蒸后的液相物流温度为187℃，汽提塔釜液温度为245℃，汽提塔再沸器热能为1.37kW。二处消耗热能为5.70kW。
实施例二
同实施例一，仅仅生产装置的规模改变为100吨/年双环戊二烯树脂中试装置，采用本发明一种生产双环戊二烯树脂的节能系统和方法。溶剂罐1的操作温度为45℃、双环戊二烯罐3的操作温度为25℃，混合后的物流C温度为37℃，反应器8入口操作温度为250℃，出口操作温度为187℃，汽提塔13塔顶操作温度为190℃，塔釜操作温度为245℃。物流C与气相物流G通过反应进出料换热器6在反应进料、循环溶剂之间实现热量耦合，反应进出料换热器6冷侧物流从37℃上升到174℃，热侧物流从187℃下降到50℃，可回收热能2.70kW，反应进料加热器7消耗热能下降为1.63kW，不需要冷能。闪蒸后的液相物流J温度为187℃，汽提塔釜液M温度为245℃，将闪蒸后的液相物流J和汽提塔釜液M通过汽提塔进出料换热器12换热实现热量耦合，汽提塔进出料换热器12冷侧物流从187℃上升到210℃，热侧物流从245℃下降到210℃，可回收热能0.25kW，将闪蒸后的液相物流J温度提升至210℃，同时汽提塔釜液M温度降至210℃，汽提塔再沸器14消耗热能下降为1.12kW。由此，二处消耗热能为2.75kW。
与对比例二中采用现有技术的工艺方法相比，本实施例采用本发明一种生产双环戊二烯树脂的节能系统和方法，节约热能2.95kW，节约冷能2.70kW；相当于节约热能295.0千瓦/万吨树脂产品，节约冷能270.0千瓦/万吨树脂产品。
对比例三
以生产规模为20万吨/年双环戊二烯树脂工艺装置为例，现有技术采用物流直接加热，直接冷却的工艺方法。溶剂罐的操作温度为45℃、双环戊二烯罐的操作温度为25℃，混合后的物流温度为37℃，物流直接加热至250℃，所需热能为8666kW，反应产物闪蒸罐气相物流的操作温度为187℃，经冷却介质冷却至50℃，所需的冷能为5628kW。闪蒸后的液相物流温度为187℃，汽提塔釜液温度为245℃，汽提塔再沸器热能为2736kW。二处消耗热能为11402kW。
实施例三
同实施例一，仅仅生产装置的规模扩大到20万吨/年双环戊二烯树脂工艺装置，采用本发明一种生产双环戊二烯树脂的节能系统和方法。溶剂罐1的操作温度为45℃、双环戊二烯罐3的操作温度为25℃，混合后的物流C温度为37℃，反应器8入口操作温度为250℃，出口操作温度为187℃，汽提塔13塔顶操作温度为190℃，塔釜操作温度为245℃。物流C与气相物流G通过反应进出料换热器6在反应进料、循环溶剂之间实现热量耦合，反应进出料换热器6冷侧物流从37℃上升到174℃，热侧物流从187℃下降到50℃，可回收热能5628kW，反应进料加热器7消耗热能下降为3038kW，不需要冷能。闪蒸后的液相物流J温度为187℃，汽提塔釜液M温度为245℃，将闪蒸后的液相物流J和汽提塔釜液M通过汽提塔进出料换热器12换热实现热量耦合，汽提塔进出料换热器12冷侧物流从187℃上升到210℃，热侧物流从245℃下降到210℃，可回收热能526kW，将闪蒸后的液相物流J温度提升至210℃，同时汽提塔釜液M温度降至210℃，汽提塔再沸器14消耗热能下降为2210kW。由此，二处消耗热能为5248kW。
与对比例三中采用现有技术的工艺方法相比，本实施例采用本发明一种生产双环戊二烯树脂的节能系统和方法，节约热能6154kW，节约冷能5628kW；相当于节约热能307.7千瓦/万吨树脂产品，节约冷能281.4千瓦/万吨树脂产品。
实施例四
同实施例一，生产装置的规模仍然为2万吨/年双环戊二烯树脂工艺装置，采用本发明一种生产双环戊二烯树脂的节能系统和方法。溶剂罐1的操作温度为45℃、双环戊二烯罐3的操作温度为25℃，混合后的物流C温度为37℃，反应器8入口操作温度为212℃，出口操作温度为144℃，汽提塔13塔顶操作温度为151℃，塔釜操作温度为198℃。物流C与气相物流G通过反应进出料换热器6在反应进料、循环溶剂之间实现热量耦合，反应进出料换热器6冷侧物流从37℃上升到163℃，热侧物流从176℃下降到50℃，可回收热能545kW，反应进料加热器7消耗热能下降为320kW，不需要冷能。闪蒸后的液相物流J温度为176℃，汽提塔釜液M温度为198℃，将闪蒸后的液相物流J和汽提塔釜液M通过汽提塔进出料换热器12换热实现热量耦合，汽提塔进出料换热器12冷侧物流从176℃上升到190℃，热侧物流从198℃下降到184℃，可回收热能51kW，将闪蒸后的液相物流J温度提升至190℃，同时汽提塔釜液M温度降至184℃，汽提塔再沸器14消耗热能下降为222kW。由此，二处消耗热能为542kW。
与对比例一中采用现有技术的工艺方法相比，本实施例采用本发明一种生产双环戊二烯树脂的节能系统和方法，节约热能596kW，节约冷能545kW；相当于节约热能298.0千瓦/万吨树脂产品，节约冷能272.5千瓦/万吨树脂产品。
实施例五
同实施例一，生产装置的规模仍然为2万吨/年双环戊二烯树脂工艺装置，采用本发明一种生产双环戊二烯树脂的节能系统和方法。溶剂罐1的操作温度为45℃、双环戊二烯罐3的操作温度为25℃，混合后的物流C温度为37℃，反应器8入口操作温度为297℃，出口操作温度为236℃，汽提塔13塔顶操作温度为211℃，塔釜操作温度为267℃。物流C与气相物流G通过反应进出料换热器6在反应进料、循环溶剂之间实现热量耦合，反应进出料换热器6冷侧物流从37℃上升到191℃，热侧物流从206℃下降到50℃，可回收热能548kW，反应进料加热器7消耗热能下降为317kW，不需要冷能。闪蒸后的液相物流J温度为206℃，汽提塔釜液M温度为267℃，将闪蒸后的液相物流J和汽提塔釜液M通过汽提塔进出料换热器12换热实现热量耦合，汽提塔进出料换热器12冷侧物流从206℃上升到241℃，热侧物流从267℃下降到223℃，可回收热能51kW，将闪蒸后的液相物流J温度提升至241℃，同时汽提塔釜液M温度降至223℃，汽提塔再沸器14消耗热能下降为222kW。由此，二处消耗热能为539kW。
与对比例一中采用现有技术的工艺方法相比，本实施例采用本发明一种生产双环戊二烯树脂的节能系统和方法，节约热能599kW，节约冷能548kW；相当于节约热能299.5千瓦/万吨树脂产品，节约冷能274.0千瓦/万吨树脂产品。
以上对本发明的具体实施例进行了详细描述，但其只是作为范例，本发明并不限制于以上描述的具体实施例。对于本领域技术人员而言，任何对本发明进行的等同修改和替代也都在本发明的范畴之中。因此，在不脱离本发明的精神和范围下所作的均等变换和修改，都应涵盖在本发明的范围内。
Claims (9)
1.一种生产双环戊二烯树脂的节能系统，其特征在于，在生产规模为100吨/年～20万吨/年的双环戊二烯石油树脂工艺装置中，按照管路连接的顺序，依次包括双环戊二烯罐(3)、双环戊二烯泵(4)、混合器(5)、反应进出料换热器(6)、反应进料加热器(7)、反应器(8)、反应产物闪蒸罐(10)、汽提塔进料泵(11)、汽提塔进出料换热器(12)、汽提塔(13)和汽提塔釜液泵(15)；其中，所述汽提塔釜液泵(15)的出口与所述汽提塔进出料换热器(12)管路连接、汽提塔釜液泵(15)的进口与所述汽提塔(13)塔底管路连接；所述节能系统还包括依次管路连接的溶剂罐(1)和溶剂泵(2)，所述溶剂泵(2)出口与所述混合器(5)管路连接；所述反应产物闪蒸罐(10)罐顶的气相物流出口与所述反应进出料换热器(6)管路连接，所述反应进出料换热器(6)与所述溶剂罐(1)管路连接。
2.根据权利要求1所述的节能系统，其特征在于，所述节能系统还包括汽提塔再沸器(14)。
3.根据权利要求2所述的节能系统，其特征在于，所述汽提塔再沸器(14)一端与所述汽提塔(13)通过管路连接，另一端通过管路连接到所述汽提塔(13)和所述汽提塔釜液泵(15)之间的管路上。
4.一种生产双环戊二烯树脂的方法，应用权利要求1-3任意一项所述的节能系统，其特征在于，包括如下步骤：
步骤1，新鲜溶剂(A)和循环溶剂(H)进入所述溶剂罐(1)后经过所述溶剂泵(2)增压送至所述混合器(5)，双环戊二烯原料(B)进入所述双环戊二烯罐(3)后经过所述双环戊二烯泵(4)增压送至所述混合器(5)；
步骤2，所述双环戊二烯原料(B)与所述新鲜溶剂(A)和循环溶剂(H)混合后的物流(C)经过所述反应进出料换热器(6)与所述反应产物闪蒸罐(10)闪蒸后的气相物流(G)换热成为换热后的物料(D)进入所述反应进料加热器(7)，经过热媒加热成为加热后的物料(E)至所需反应温度后，进入所述反应器(8)发生聚合反应生成所述双环戊二烯树脂的聚合反应产物(F)进入所述反应产物闪蒸罐(10)；
步骤3，在所述反应产物闪蒸罐(10)中闪蒸后的液相物流(J)经所述汽提塔进料泵(11)增压后在所述汽提塔进出料换热器(12)中与汽提塔釜液(M)换热成为换热后的液相物料(K)进入所述汽提塔(13)塔顶，经过所述汽提塔(13)塔釜进入的蒸汽(L)汽提后，分离出含低聚物、部分溶剂和双环戊二烯的汽提塔塔顶物流(N)从所述汽提塔(13)塔顶流出送至下游流程；
步骤4，从所述汽提塔(13)塔釜分离出含双环戊二烯树脂产品的汽提塔釜液(M)经过所述汽提塔釜液泵(15)增压后与闪蒸后的液相物流(J)换热成为换热后的汽提塔釜液(P)送至下游流程；
步骤5，所述反应产物经闪蒸罐(10)闪蒸后的气相物流(G)与物流(C)换热后，冷凝为循环溶剂(H)进入所述溶剂罐(1)中循环使用。
5.根据权利要求4所述的生产双环戊二烯树脂的方法，其特征在于，所述汽提塔再沸器(14)为所述汽提塔(13)提供热量。
6.根据权利要求4所述的生产双环戊二烯树脂的方法，其特征在于，所述反应器(8)的入口操作温度为212～297℃，出口操作温度为144～236℃。
7.根据权利要求6所述的生产双环戊二烯树脂的方法，其特征在于，所述反应器(8)的入口操作温度为222～287℃，出口操作温度为154～226℃。
8.根据权利要求4所述的生产双环戊二烯树脂的方法，其特征在于，所述汽提塔(13)塔顶的操作温度为151～211℃，塔釜的操作温度为198～267℃。
9.根据权利要求8所述的生产双环戊二烯树脂的方法，其特征在于，所述汽提塔(13)塔顶的操作温度为161～201℃，塔釜的操作温度为208～257℃。
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