CN216106701U - 环己烯分离的设备 - Google Patents

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Abstract

本实用新型涉及有机物分离设备技术领域，尤其涉及一种环己烯分离的设备。本实用新型针对现有技术中环己烯分离设备在分离过程中耗能高的问题，提供一种环己烯分离的设备，包括脱苯塔，所述脱苯塔底部与苯回收塔相连通，脱苯塔顶部与环己烯分离塔相连通，还包括用于分离获得环己烯产品的环己烯回收塔，所述环己烯回收塔与环己烯分离塔底部相连通，环己烯产品通过环己烯回收塔顶部输送至外界，还设置有换热系统，所述换热系统包括热交换器，且可使所述环己烯分离塔的顶部气相物流的全部或部分进入热交换器作为热侧物流，所述热交换器的冷侧物流为所述脱苯塔的底部物料。本实用新型提供的环己烯分离的设备相比现有技术分离过程耗能更低。

Description

环己烯分离的设备
技术领域
本实用新型涉及有机物分离设备技术领域，尤其涉及一种环己烯分离的设备。
背景技术
环己烯水合法为基础的己二酸、己内酰胺生产路线是目前工业生产中的主流工艺，环己烯的生产多采用苯的部分加氢。通过苯部分加氢制环己烯有两道主要工序，一是苯部分加氢反应生成环己烯，二是环己烯与未反应的苯以及副产物环己烷的分离精制。由于常压下环己烷、环己烯、苯的沸点分别为80.7℃、83.0℃和80.1℃，属近沸程物系，并且还会形成共沸物，普通精馏法无法分离，目前工业上通常采用以N，N-二甲基乙酰胺(简称DMAC，下同)为溶剂的萃取精馏方法进行分离，但在实际生产中存在能耗高等问题，所以苯、环己烷、环己烯的分离一直是研究热点。
工业上常用的分离流程如图1所示，含有环己烷、环己烯、苯的混合原料，先进入T-201脱苯塔下部，T-201上部加入萃取剂DMAC，进料中的苯被萃取至塔釜，塔顶得到基本不含苯的环己烷、环己烯混合物，塔釜为基本不含环己烷和环己烯的苯和萃取剂的混合物。T-201塔釜物料进T-202苯回收塔，在T-202塔将萃取剂中的苯解析出来，塔顶得到苯产品，塔釜为基本不含苯的萃取剂，经换热、冷却后返回T-201塔上部循环使用。T-201塔顶出料进入T-203环己烯分离塔下部，T-203上部加入萃取剂DMAC，环己烯被萃取至塔釜，塔顶获得基本不含环己烯的环己烷产品，塔釜为基本不含环己烷的环己烯和萃取剂的混合物。T-203塔釜物料进T-204环己烯回收塔，T-204塔将萃取剂中的环己烯解析出来，T-204塔顶得到环己烯产品，塔釜为基本不含环己烯的萃取剂，经换热、冷却后返回T-203塔上部循环使用。
专利CN1157811公开了一种从含有环己烯和至少一种选自环己烷和苯的组分的混合物中分离环己烯的方法，公开了两种萃取精馏分离苯、环己烷、环己烯的流程。其中三塔流程为通过萃取精馏先分离环己烷，然后再通过萃取精馏分离环己烯与苯，这种三塔流程在现有工业实际中很少采用。其中的四塔流程与现在常用流程相同，萃取精馏的溶剂采用某种含氮化合物或N-甲基-2-吡咯烷酮(简称NMP，下同)和水的混合液，所选萃取剂的分离能力有限，综合能力比DMAC差。
专利CN101796001A公开了一种环己烯的分离方法，采用N,N-二甲基乙酰胺作为萃取剂蒸馏分离包含环己烯、环己烷和苯的混合溶液，并且通过控制萃取剂中积累的乙酸环己酯含量来保持萃取剂的分离能力。采用的流程为常规的四塔流程，能耗较高的问题一样存在。
专利CN102134177A公开了一种萃取精馏分离环己烷和环己烯的方法，萃取剂选择环丁砜，将环己烷和环己烯混合液在萃取精馏塔中进行萃取精馏，塔顶得到环己烷，塔底得到环己烯和萃取剂环丁砜的富溶剂溶液。所分离物系为不含苯的二元物系，针对苯-环己烷-环己烯三元物系未做介绍，采用的也是常规萃取精馏流程。
专利CN102617262A公开了一种环己烷-环己烯-苯分离的节能工艺方法，通过多塔组合和侧线采出的方法将传统的四塔、两次萃取精馏工艺变为一次萃取精馏，在完成环己烷/苯萃取精馏分离的同时完成环己烯与环己烷、环己烯与苯的分离过程，能在一定程度上降低分离过程的能耗。但是该发明流程和控制复杂、设备管线较多、操作和检修都比较困难，实际的经济性有待考证。
专利CN102690161A公开了一种苯-环己烷-环己烯的分离方法，通过利用分隔壁精馏塔原理，使用单塔实现了多塔的功能，同时采用的萃取溶剂为DMAC+NMP或者DMAC+γ-丁内酯的二元混合溶剂来提高萃取分离效率。该发明同样存在流程和控制复杂的问题。
专利CN112661593A公开一种含离子液体混合溶剂萃取精分馏分离苯、环己烯和环己烷的方法，流程与常规四塔流程相似，特征是采用DMAC+离子液体的混合溶液或NMP+离子液体的混合溶液作为萃取剂。
因此开发一种可以实现克服现有技术的缺陷、与工业实际流程复杂程度相当的节能环己烯分离工艺的设备，用更低的能量消耗在分离精制环己烯的同时回收苯和副产环己烷，对降低生产成本和减少碳排放有重要意义。
实用新型内容
本实用新型的目的是针对上述问题，提供一种分离过程低能耗的环己烯分离的设备。
一种环己烯分离的设备，包括脱苯塔，所述脱苯塔底部与苯回收塔相连通，脱苯塔顶部与环己烯分离塔相连通，还包括用于分离获得环己烯产品的环己烯回收塔，所述环己烯回收塔与环己烯分离塔底部相连通，环己烯产品通过环己烯回收塔顶部输送至外界，还设置有换热系统，所述换热系统包括热交换器，且可使所述环己烯分离塔的顶部气相物流的全部或部分进入热交换器作为热侧物流，所述热交换器的冷侧物流为所述脱苯塔的底部物料。
在上述的环己烯分离的设备中，所述换热系统还包括冷凝器，所述冷凝器和热交换器均与环己烯分离塔的塔顶直接连通，冷凝器和热交换器远离环己烯分离塔的一端连通有回流罐，所述回流罐与回流泵相连通，所述回流泵上连接有回流管和出料管，环己烷产品通过出料管流出，所述回流管与环己烯分离塔相连通。
在上述的环己烯分离的设备中，还包括再沸器，所述再沸器的进料口和出料口均直接与脱苯塔底部相连通，所述热交换器冷侧物流的进料口和出料口均直接与脱苯塔底部相连通。
在上述的环己烯分离的设备中，所述脱苯塔内设有分隔板，所述分隔板上设有通孔，还包括再沸器，所述再沸器的进料口及出料口与脱苯塔连通位点均位于分隔板下方，所述热交换器冷侧物流的进料口与脱苯塔连通位点位于分隔板上方，热交换器冷侧物流的出料口与脱苯塔连通位点位于分隔板下方。
在上述的环己烯分离的设备中，所述换热系统还包括冷凝器，所述热交换器与环己烯分离塔的塔顶直接连通，所述冷凝器与热交换器相连通，冷凝器和热交换器远离环己烯分离塔的一端均连通有回流罐，所述回流罐与回流泵相连通，所述回流泵上连接有回流管和出料管，环己烷产品通过出料管流出，所述回流管与环己烯分离塔相连通。
在上述的环己烯分离的设备中，还包括再沸器，所述再沸器的进料口和出料口均直接与脱苯塔底部相连通，所述热交换器冷侧物流的进料口和出料口均直接与脱苯塔底部相连通。
在上述的环己烯分离的设备中，所述脱苯塔内设有分隔板，所述分隔板上设有通孔，还包括再沸器，所述再沸器的进料口及出料口与脱苯塔连通位点均位于分隔板下方，所述热交换器冷侧物流的进料口与脱苯塔连通位点位于分隔板上方，热交换器冷侧物流的出料口与脱苯塔连通位点位于分隔板下方。
以常用溶剂DMAC为研究对象，在不同温度下的萃取分离效果进行了研究，发现在相同的溶剂浓度和环己烷/环己烯(或环己烯/苯)比例下，温度越低分离效果越好。为了便于表述，采用相对挥发度进行表示，详见如下：
Figure BDA0003197838390000051
Figure BDA0003197838390000052
Figure BDA0003197838390000053
Figure BDA0003197838390000054
其中
T为温度，单位℃
y1，y2，y3分别为气相中环己烷、环己烯、苯的摩尔分数；
x1，x2，x3分别为液相中环己烷、环己烯、苯的摩尔分数；
Figure BDA0003197838390000055
为温度T时环己烷/环己烯的相对挥发度
Figure BDA0003197838390000056
为温度T时环己烯/苯的相对挥发度
Figure BDA0003197838390000057
为环己烷/环己烯相对挥发度在温度T时与100℃的比值；
Figure BDA0003197838390000058
为环己烯/苯相对挥发度在温度T时与100℃的比值；
对于常用溶剂DMAC，相关的数据如下：
Figure BDA0003197838390000059
上表基于70％的DMAC浓度，相对温度越低对环己烷/环己烯和环己烯/苯的萃取分离越容易。但是温度对环己烷/环己烯和环己烯/苯之间萃取分离的影响却是不同，温度从100℃降低至60℃时，环己烷/环己烯相对挥发度增加了2％，此时环己烯/苯相对挥发度增加了22％。更低的温度对环己烯/苯的萃取分离更加有利。
与现有的技术相比，本实用新型的优点在于：
1、本实用新型分离过程耗能较低，并且与现有技术的流程基本相似，设备可在现有技术的基础上进行简单改造即可，控制和操作复杂程度相当。
2、本实用新型的脱苯塔在较低的压力下操作，有利于提高萃取精馏的效率，可以降低脱苯塔的能耗；把环己烯分离塔塔顶气相的潜热用于对脱苯塔塔下部物料的加热，可以同时减少环己烯分离塔塔顶冷凝冷却的热量和脱苯塔塔釜加热的热量。
3、利用本实用新型提供的设备进行的环己烯分离的方法相比现有技术分离效果更好，得到的分离产物纯度更高。
附图说明
图1是现有技术中的工艺流程图；
图2是本实用新型的工艺流程图；
图3是并联-并联换热示意图；
图4是并联-串联换热示意图；
图5是串联-并联换热示意图；
图6是串联-串联换热示意图；
图7是温度对DMF的萃取精馏分离能力影响图；
图8是温度对DMP的萃取精馏分离能力影响图；
图9是温度对NMP的萃取精馏分离能力影响图；
图中：脱苯塔1、苯回收塔2、环己烯分离塔3、环己烯回收塔4、混合物料5、再沸器10、冷凝器30、热交换器31、回流罐32、回流泵33。
具体实施方式
下面结合附图和具体实施方式对本实用新型做进一步详细的说明。
实施例1
本实施例提供一种环己烯分离的设备，如图3所示，包括脱苯塔1，所述脱苯塔1底部与苯回收塔2相连通，脱苯塔1顶部与环己烯分离塔3相连通，还包括用于分离获得环己烯产品的环己烯回收塔4，所述环己烯回收塔4与环己烯分离塔3底部相连通，环己烯产品通过环己烯回收塔4顶部输送至外界，还设置有换热系统，所述换热系统包括热交换器31，且可使所述环己烯分离塔3的顶部气相物流的全部或部分进入热交换器31作为热侧物流，所述热交换器31的冷侧物流为所述脱苯塔1的底部物料。
本实用新型，使用时，脱苯塔1的底部物料作为冷侧物流流入热交换器31内，环己烯分离塔3的顶部气相物流作为热侧物流流入热交换器31内，进行热交换，热交换器31使用环己烯分离塔3塔顶的气相作为热源加热蒸发脱苯塔1塔下部物料，所以热交换器31同时具有环己烯分离塔3冷凝器和脱苯塔1再沸器的部分功能。故本实用新型分离过程耗能较低，并且与现有技术的流程基本相似，设备可在现有技术的基础上进行简单改造即可，控制和操作复杂程度相当。
具体的说，所述换热系统还包括冷凝器30，所述冷凝器30和热交换器31均与环己烯分离塔3的塔顶直接连通，冷凝器30和热交换器31远离环己烯分离塔3的一端连通有回流罐32，所述回流罐32与回流泵33相连通，所述回流泵33上连接有回流管和出料管，环己烷产品通过出料管流出，所述回流管与环己烯分离塔3相连通。还包括再沸器10，所述再沸器10的进料口和出料口均直接与脱苯塔1底部相连通，所述热交换器31冷侧物流的进料口和出料口均直接与脱苯塔1底部相连通。
使用时，环己烯分离塔3塔顶的气相分别进入冷凝器30和热交换器31内，环己烯分离塔3冷凝器30与热交换器31是并联方式，同时对环己烯分离塔3塔顶气相物流进行冷凝冷却，冷却后依次经过回流罐32和回流泵33回流至环己烯分离塔3内。本实施例中的再沸器10和热交换器31也是并联的方式，即再沸器10和脱苯塔1与热交换器31和脱苯塔1之间均为独立的物料循环。即采用的是冷凝器30和热交换器31并联连接，热交换器31和再沸器10并联连接的并联-并联换热方式。
脱苯塔1的再沸器10和环己烯分离塔3的冷凝器30不是必须设置，可以根据实际情况进行简化。再沸器10采用传统的热媒，温差足够所以可以采用热虹吸式、一次通过式或釜式等多种形式。
实施例2
本实施例提供一种环己烯分离的设备，与实施例1的结构和工作原理基本相同，不同之处在于，如图4所示，本实施例的具体结构与实施例1中的具体结构大体相同，不同之处仅在于热交换器31与再沸器10为串联连接的方式。具体的说，所述脱苯塔1内设有分隔板，所述分隔板上设有通孔，还包括再沸器10，所述再沸器10的进料口及出料口与脱苯塔1连通位点均位于分隔板下方，所述热交换器31冷侧物流的进料口与脱苯塔1连通位点位于分隔板上方，热交换器31冷侧物流的出料口与脱苯塔1连通位点位于分隔板下方。这样再沸器10、脱苯塔1和热交换器31整体构成一个大的物料循环，使得再沸器10与热交换器31串联在了一起。即采用的是冷凝器30和热交换器31并联连接，热交换器31和再沸器10串联连接的并联-串联换热方式。
实施例3
本实施例提供一种环己烯分离的设备，与实施例1的结构和工作原理基本相同，不同之处在于，如图5所示，本实施例的具体结构与实施例1中的具体结构大体相同，不同之处仅在于热交换器31与冷凝器30为串联连接的方式。具体的说，所述换热系统还包括冷凝器30，所述热交换器31与环己烯分离塔3的塔顶直接连通，所述冷凝器30与热交换器31相连通，冷凝器30和热交换器31远离环己烯分离塔3的一端均连通有回流罐32，所述回流罐32与回流泵33相连通，所述回流泵33上连接有回流管和出料管，环己烷产品通过出料管流出，所述回流管与环己烯分离塔3相连通。冷凝器30的进料物流为热交换器31不能冷凝的气相，所以冷凝器30与热交换器31为串联操作，在这种方式下热交换器31需要的热源温度可以降低。即采用的是冷凝器30和热交换器31串联连接，热交换器31和再沸器10并联连接的串联-并联换热方式。
实施例4
本实施例提供一种环己烯分离的设备，与实施例1的结构和工作原理基本相同，不同之处在于，如图6所示，本实施例的具体结构与实施例2中的具体结构大体相同，不同之处仅在于热交换器31与冷凝器30为串联连接的方式。即采用的是冷凝器30和热交换器31串联连接，热交换器31和再沸器10串联连接的串联-串联换热方式。
实施例5
结合图2-9所示，本实施例提供一种环己烯分离的方法，包括以下步骤：
步骤一：将含有环己烷、环己烯、苯的混合物料5输送至脱苯塔1内，再向脱苯塔1内加入溶剂A进行萃取精馏，溶剂A与混合物料5的重量比为6.0:1，脱苯塔1的塔顶操作压力为80kPaA，所述脱苯塔1的塔釜温度为130℃，脱苯塔1的回流比为4.0，塔顶得到富含环己烷和环己烯的物流Ⅰ，塔釜内为富含苯的溶剂A基物流Ⅱ；
步骤二：将溶剂A基物流Ⅱ输送至苯回收塔2内进行溶剂A回收，塔顶得到苯产品，塔釜内为富含溶剂A的物流Ⅳ；
步骤三：物流Ⅰ进入至环己烯分离塔3内，再向环己烯分离塔3内加入溶剂B进行萃取精馏，溶剂B与物流Ⅰ的重量比为13:1，所述环己烯分离塔3的塔顶操作压力为450kPaA，所述环己烯分离塔3塔顶温度为140℃，环己烯分离塔3的回流比为20，塔顶得到环己烷产品，塔釜内为富含环己烯的溶剂B基物流Ⅵ；
步骤四：将溶剂B基物流Ⅵ输送至环己烯回收塔4内进行溶剂B回收，塔顶得到环己烯产品，塔釜内为富含溶剂B的物流Ⅷ。
其中，溶剂A为DMF，溶剂B为DMF。
实施例6
结合图2-9所示，本实施例提供一种环己烯分离的方法，包括以下步骤：
步骤一：将含有环己烷、环己烯、苯的混合物料5输送至脱苯塔1内，再向脱苯塔1内加入溶剂A进行萃取精馏，溶剂A与混合物料5的重量比为2.0:1，脱苯塔1的塔顶操作压力为20kPaA，所述脱苯塔1的塔釜温度为130℃，脱苯塔1的回流比为1.2，塔顶得到富含环己烷和环己烯的物流Ⅰ，塔釜内为富含苯的溶剂A基物流Ⅱ；
步骤二：将溶剂A基物流Ⅱ输送至苯回收塔2内进行溶剂A回收，塔顶得到苯产品，塔釜内为富含溶剂A的物流Ⅳ；
步骤三：物流Ⅰ进入至环己烯分离塔3内，再向环己烯分离塔3内加入溶剂B进行萃取精馏，溶剂B与物流Ⅰ的重量比为5:1，所述环己烯分离塔3的塔顶操作压力为100kPaA，所述环己烯分离塔3塔顶温度为80℃，环己烯分离塔3的回流比为5，塔顶得到环己烷产品，塔釜内为富含环己烯的溶剂B基物流Ⅵ；
步骤四：将溶剂B基物流Ⅵ输送至环己烯回收塔4内进行溶剂B回收，塔顶得到环己烯产品，塔釜内为富含溶剂B的物流Ⅷ。
其中，溶剂A为80％的DMP和20％的NMP，溶剂B为DMF。
实施例7
结合图2-9所示，本实施例提供一种环己烯分离的方法，包括以下步骤：
步骤一：将含有环己烷、环己烯、苯的混合物料5输送至脱苯塔1内，再向脱苯塔1内加入溶剂A进行萃取精馏，溶剂A与混合物料5的重量比为2.5:1，脱苯塔1的塔顶操作压力为30kPaA，所述脱苯塔1的塔釜温度为90℃，脱苯塔1的回流比为1.5，塔顶得到富含环己烷和环己烯的物流Ⅰ，塔釜内为富含苯的溶剂A基物流Ⅱ；
步骤二：将溶剂A基物流Ⅱ输送至苯回收塔2内进行溶剂A回收，塔顶得到苯产品，塔釜内为富含溶剂A的物流Ⅳ；
步骤三：物流Ⅰ进入至环己烯分离塔3内，再向环己烯分离塔3内加入溶剂B进行萃取精馏，溶剂B与物流Ⅰ的重量比为6:1，所述环己烯分离塔3的塔顶操作压力为130kPaA，所述环己烯分离塔3塔顶温度为90℃，环己烯分离塔3的回流比为8，塔顶得到环己烷产品，塔釜内为富含环己烯的溶剂B基物流Ⅵ；
步骤四：将溶剂B基物流Ⅵ输送至环己烯回收塔4内进行溶剂B回收，塔顶得到环己烯产品，塔釜内为富含溶剂B的物流Ⅷ。
其中，溶剂A为85％的DMP、10％的NMP和5％的DMAC，溶剂B为82％的DMF、12％的NMP和6％的DMAC。
实施例8
结合图2-9所示，本实施例提供一种环己烯分离的方法，包括以下步骤：
步骤一：将含有环己烷、环己烯、苯的混合物料5输送至脱苯塔1内，再向脱苯塔1内加入溶剂A进行萃取精馏，溶剂A与混合物料5的重量比为5.0:1，脱苯塔1的塔顶操作压力为60kPaA，所述脱苯塔1的塔釜温度为120℃，脱苯塔1的回流比为3.0，塔顶得到富含环己烷和环己烯的物流Ⅰ，塔釜内为富含苯的溶剂A基物流Ⅱ；
步骤二：将溶剂A基物流Ⅱ输送至苯回收塔2内进行溶剂A回收，塔顶得到苯产品，塔釜内为富含溶剂A的物流Ⅳ；
步骤三：物流Ⅰ进入至环己烯分离塔3内，再向环己烯分离塔3内加入溶剂B进行萃取精馏，溶剂B与物流Ⅰ的重量比为11:1，所述环己烯分离塔3的塔顶操作压力为370kPaA，所述环己烯分离塔3塔顶温度为130℃，环己烯分离塔3的回流比为15，塔顶得到环己烷产品，塔釜内为富含环己烯的溶剂B基物流Ⅵ；
步骤四：将溶剂B基物流Ⅵ输送至环己烯回收塔4内进行溶剂B回收，塔顶得到环己烯产品，塔釜内为富含溶剂B的物流Ⅷ。
其中，溶剂A为85％的DMP、10％的NMP和5％的DMAC，溶剂B为82％的DMF、12％的NMP和6％的DMAC。
实施例9
结合图2-9所示，本实施例提供一种环己烯分离的方法，包括以下步骤：
步骤一：将含有环己烷、环己烯、苯的混合物料5输送至脱苯塔1内，再向脱苯塔1内加入溶剂A进行萃取精馏，溶剂A与混合物料5的重量比为3.5:1，脱苯塔1的塔顶操作压力为45kPaA，所述脱苯塔1的塔釜温度为105℃，脱苯塔1的回流比为2.0，塔顶得到富含环己烷和环己烯的物流Ⅰ，塔釜内为富含苯的溶剂A基物流Ⅱ；
步骤二：将溶剂A基物流Ⅱ输送至苯回收塔2内进行溶剂A回收，塔顶得到苯产品，塔釜内为富含溶剂A的物流Ⅳ；
步骤三：物流Ⅰ进入至环己烯分离塔3内，再向环己烯分离塔3内加入溶剂B进行萃取精馏，溶剂B与物流Ⅰ的重量比为8:1，所述环己烯分离塔3的塔顶操作压力为250kPaA，所述环己烯分离塔3塔顶温度为110℃，环己烯分离塔3的回流比为11，塔顶得到环己烷产品，塔釜内为富含环己烯的溶剂B基物流Ⅵ；
步骤四：将溶剂B基物流Ⅵ输送至环己烯回收塔4内进行溶剂B回收，塔顶得到环己烯产品，塔釜内为富含溶剂B的物流Ⅷ。
其中，溶剂A为85％的DMP、10％的NMP和5％的DMAC，溶剂B为82％的DMF、12％的NMP和6％的DMAC。
对比例1
本对比例提供一种环己烯分离的方法，包括以下步骤：
步骤一：将含有环己烷、环己烯、苯的混合物料5输送至脱苯塔1内，再向脱苯塔1内加入溶剂A进行萃取精馏，溶剂A与混合物料5的重量比为3.5:1，脱苯塔1的塔顶操作压力为45kPaA，所述脱苯塔1的塔釜温度为105℃，脱苯塔1的回流比为2.0，塔顶得到富含环己烷和环己烯的物流Ⅰ，塔釜内为富含苯的溶剂A基物流Ⅱ；
步骤二：将溶剂A基物流Ⅱ输送至苯回收塔2内进行溶剂A回收，塔顶得到苯产品，塔釜内为富含溶剂A的物流Ⅳ；
步骤三：物流Ⅰ进入至环己烯分离塔3内，再向环己烯分离塔3内加入溶剂B进行萃取精馏，溶剂B与物流Ⅰ的重量比为8:1，所述环己烯分离塔3的塔顶操作压力为250kPaA，所述环己烯分离塔3塔顶温度为110℃，环己烯分离塔3的回流比为11，塔顶得到环己烷产品，塔釜内为富含环己烯的溶剂B基物流Ⅵ；
步骤四：将溶剂B基物流Ⅵ输送至环己烯回收塔4内进行溶剂B回收，塔顶得到环己烯产品，塔釜内为富含溶剂B的物流Ⅷ。
其中，溶剂A为90％的DMP和10％的NMP，溶剂B为88％的DMF和12％的NMP。
对比例2
本对比例提供一种环己烯分离的方法，包括以下步骤：
步骤一：将含有环己烷、环己烯、苯的混合物料5输送至脱苯塔1内，再向脱苯塔1内加入溶剂A进行萃取精馏，溶剂A与混合物料5的重量比为3.5:1，脱苯塔1的塔顶操作压力为45kPaA，所述脱苯塔1的塔釜温度为105℃，脱苯塔1的回流比为2.0，塔顶得到富含环己烷和环己烯的物流Ⅰ，塔釜内为富含苯的溶剂A基物流Ⅱ；
步骤二：将溶剂A基物流Ⅱ输送至苯回收塔2内进行溶剂A回收，塔顶得到苯产品，塔釜内为富含溶剂A的物流Ⅳ；
步骤三：物流Ⅰ进入至环己烯分离塔3内，再向环己烯分离塔3内加入溶剂B进行萃取精馏，溶剂B与物流Ⅰ的重量比为8:1，所述环己烯分离塔3的塔顶操作压力为250kPaA，所述环己烯分离塔3塔顶温度为110℃，环己烯分离塔3的回流比为11，塔顶得到环己烷产品，塔釜内为富含环己烯的溶剂B基物流Ⅵ；
步骤四：将溶剂B基物流Ⅵ输送至环己烯回收塔4内进行溶剂B回收，塔顶得到环己烯产品，塔釜内为富含溶剂B的物流Ⅷ。
其中，溶剂A为95％的DMP和5％的DMAC，溶剂B为94％的DMF和6％的DMAC。
应用例1
将同一批次的混合物料平均分为等质量的若干份，取其中一份，按如图1所示的已有常规流程，使用100％重量含量的DMAC作为溶剂，进行分离，下表为分离结果：
Figure BDA0003197838390000151
能耗如下表所示：
Figure BDA0003197838390000152
再取其中一份，按实施例9中所记载的环己烯分离的方法进行分离，下表为分离结果：
Figure BDA0003197838390000153
Figure BDA0003197838390000161
能耗如下表所示：
Figure BDA0003197838390000162
再取其中一份，按对比例1中所记载的环己烯分离的方法进行分离，下表为分离结果：
Figure BDA0003197838390000163
能耗如下表所示：
Figure BDA0003197838390000164
Figure BDA0003197838390000171
再取其中一份，按对比例2中所记载的环己烯分离的方法进行分离，下表为分离结果：
Figure BDA0003197838390000172
能耗如下表所示：
Figure BDA0003197838390000173
结果分析：从以上结果可以看出，按实施例9中所记载的环己烯分离的方法得到的产品纯度最高，能耗最低，达到了本实用新型的实用新型目的。
本文中所描述的具体实施例仅仅是对本实用新型精神作举例说明。本实用新型所属技术领域的技术人员可以对所描述的具体实施例做各种各样的修改或补充或采用类似的方式替代，但并不会偏离本实用新型的精神或者超越所附权利要求书所定义的范围。
尽管本文较多地使用了脱苯塔1、苯回收塔2、环己烯分离塔3、环己烯回收塔4、混合物料5、再沸器10、冷凝器30、热交换器31、回流罐32、回流泵33等术语，但并不排除使用其它术语的可能性。使用这些术语仅仅是为了更方便地描述和解释本实用新型的本质；把它们解释成任何一种附加的限制都是与本实用新型精神相违背的。

Claims (7)

1.一种环己烯分离的设备，包括脱苯塔(1)，所述脱苯塔(1)底部与苯回收塔(2)相连通，脱苯塔(1)顶部与环己烯分离塔(3)相连通，还包括用于分离获得环己烯产品的环己烯回收塔(4)，所述环己烯回收塔(4)与环己烯分离塔(3)底部相连通，环己烯产品通过环己烯回收塔(4)顶部输送至外界，其特征在于：还设置有换热系统，所述换热系统包括热交换器(31)，且可使所述环己烯分离塔(3)的顶部气相物流的全部或部分进入热交换器(31)作为热侧物流，所述热交换器(31)的冷侧物流为所述脱苯塔(1)的底部物料。
2.如权利要求1所述的环己烯分离的设备，其特征在于：所述换热系统还包括冷凝器(30)，所述冷凝器(30)和热交换器(31)均与环己烯分离塔(3)的塔顶直接连通，冷凝器(30)和热交换器(31)远离环己烯分离塔(3)的一端连通有回流罐(32)，所述回流罐(32)与回流泵(33)相连通，所述回流泵(33)上连接有回流管和出料管，环己烷产品通过出料管流出，所述回流管与环己烯分离塔(3)相连通。
3.如权利要求2所述的环己烯分离的设备，其特征在于：还包括再沸器(10)，所述再沸器(10)的进料口和出料口均直接与脱苯塔(1)底部相连通，所述热交换器(31)冷侧物流的进料口和出料口均直接与脱苯塔(1)底部相连通。
4.如权利要求2所述的环己烯分离的设备，其特征在于：所述脱苯塔(1)内设有分隔板，所述分隔板上设有通孔，还包括再沸器(10)，所述再沸器(10)的进料口及出料口与脱苯塔(1)连通位点均位于分隔板下方，所述热交换器(31)冷侧物流的进料口与脱苯塔(1)连通位点位于分隔板上方，热交换器(31)冷侧物流的出料口与脱苯塔(1)连通位点位于分隔板下方。
5.如权利要求1所述的环己烯分离的设备，其特征在于：所述换热系统还包括冷凝器(30)，所述热交换器(31)与环己烯分离塔(3)的塔顶直接连通，所述冷凝器(30)与热交换器(31)相连通，冷凝器(30)和热交换器(31)远离环己烯分离塔(3)的一端均连通有回流罐(32)，所述回流罐(32)与回流泵(33)相连通，所述回流泵(33)上连接有回流管和出料管，环己烷产品通过出料管流出，所述回流管与环己烯分离塔(3)相连通。
6.如权利要求5所述的环己烯分离的设备，其特征在于：还包括再沸器(10)，所述再沸器(10)的进料口和出料口均直接与脱苯塔(1)底部相连通，所述热交换器(31)冷侧物流的进料口和出料口均直接与脱苯塔(1)底部相连通。
7.如权利要求5所述的环己烯分离的设备，其特征在于：所述脱苯塔(1)内设有分隔板，所述分隔板上设有通孔，还包括再沸器(10)，所述再沸器(10)的进料口及出料口与脱苯塔(1)连通位点均位于分隔板下方，所述热交换器(31)冷侧物流的进料口与脱苯塔(1)连通位点位于分隔板上方，热交换器(31)冷侧物流的出料口与脱苯塔(1)连通位点位于分隔板下方。
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