本发明涉及将一种在受热情况下组份间易发生副反应的混合 物分离的方法，尤指一种可用于制高纯度环戊二烯的装置
环戊二烯(简称CPD)因含有一个双键及一个亚甲基，性质很 活泼，在常温下即可聚合成双环戊二烯，受热，则仍变成环戊二烯。 环戊二烯易二聚的特点被用来将它从乙烯裂解副产物C5、煤焦化 过程的苯前馏份中分离出来。要获得环戊二烯可将分离出的双环 戊二烯(简称DCPD)再进行分解即可。
利用环戊二烯自发二聚的特点，将环戊二烯转化为双环戊二 烯后，利用精馏的方法可以提浓双环戊二烯。从工程角度出发， 为了加快环戊二烯二聚反应速度，必须加热进行二聚。但加热过 程将导致环戊二烯与C5中其它二烯烃、烯烃之间的共聚反应。而 这些反应所生成的物质与双环戊二烯的沸点非常接近，既使使用 减压蒸馏的办法也不能获得高纯度的双环戊二烯产品。
因此，必须利用环戊二烯二聚反应为放热可逆反应，而其它 副反应大部分为不可逆反应或者逆反应的速度在正常范围内可以 忽略的特点，首先在较低温度下(90-120℃)使环戊二烯基本上转 化为双环戊二烯，经蒸馏提浓后，然后再在高温下(180-500℃)使 二聚反应朝逆方向进行，这样就可以从最终反应物中比较方便地 提纯得到环戊二烯单体。
上述过程虽然从理论上指出了提取高纯度环戊二烯的途径， 但由于在温度升高的情况下，环戊二烯以及双环戊二烯容易进一 步聚合生成多聚物，因此，提高环戊二烯收率，抑制多聚物的形 成成为另外一个难点。
为此，人们在为获得高纯度的双环戊二烯或环戊二烯(纯度 高的DCPD分解成CPD的纯度亦高，反之亦然)上进行了大量的研究。 如文献(邱文高，金山油化纤，7(2)，27(1988))以及已有的专利 有，如美国专利US2831954、日本专利昭50-1021、昭61-227537、 昭63-173939、平1-96140等都有关于制取高纯度CPD/DCPD的技术， 这些技术所采用的方法几乎都是采用一种高温载热物流(如高压 蒸汽、石腊烃、芳烃混合油等)与粗DCPD混合，在常压、高温 (200-500℃)的条件下进行瞬间(停留时间0.1～2秒)气相或液相 的分解反应，使DCPD几乎完全转化为CPD，再经蒸馏提纯CPD组份。
较早的技术采用水蒸汽作为热载体，在约500℃的高温下与 DCPD混合后使DCPD混合后使DCPD分解为CPD。这种方法的特点是D CPD收率高，缺点是条件苛刻，设备要求高，且高温使反应器存在不 同程度的结焦，影响反应器寿命；同时，水蒸汽的存在使后续提纯 工艺趋于复杂化。
改进的技术(如图1)所示，采用石腊烃、芳烃混合油等作为热 载体，在220-300℃的温度下与DCPD混合后进入反应器1，使DCPD 分解为CPD。这一过程的优点是保持DCPD的分解反应在液相中进 行且反应物料中CPD及轻组份与溶剂在一个简单的汽液分离设备2 中就能得到分离。另外，热载体同时作为稀释剂使DCPD在反应物 中的浓度降低，能有效地抑制多聚物的形成。尽管如此，在连续 化操作中，生成的多聚物会渐渐积累而堵塞反应器1，造成停产。 另一缺点是DCPD收率不如用水蒸汽作热载体时的收率高。为获得 高收率、高纯度的DCPD(CPD)，现有的技术是通过对DCPD进行多次 液相分解、提纯、二聚的过程来实现，由此又带来设备多，能耗 增高的缺点。
另外还有不采用热载体的技术，即在沸点状态下直接加热 DCPD，使其缓慢分解。这种方法简单，但有多达8-12％(重量百分 比)的多聚物产生。
为达到提高DCPD(或CPD)收率，简化工艺设备及操作，抑制 多聚物形成的目的，本发明系采用一套特制的装置，此装置特点 在于将一普通精馏塔的塔釜与塔柱之间增加了一个液体捕集器， 使DCPD的分解反应与分解产物的提纯这两个过程能连续地在一个 装置中完成。
下面结合附图和实施例对本发明进行详细说明。
图1为现有的装置示意图；
图2为本发明所使用的装置示意图；
图3为本实用新型的液体捕集器结构示意图；
图2为本发明所使用的制取高纯度环戊二烯的装置示意图。4 为分解反应器(即塔釜)，5为液体捕集器，6为精馏塔，7为冷凝器。 安装时，先固定塔釜4，塔釜4上有一进料口，一个蒸汽出口，蒸汽 出口与液体捕集器5的下接口相接，液体捕集器5上接口与精馏塔6 的下端直接相联，冷凝器7用于塔顶产品的冷却。
图3为本发明所使用的液体捕集器5结构示意图。其中8为汽 体通道，9为集液槽，10为顶密封盖，11为出气孔，12为液体出口。 其汽体通道8、集液槽9和液体出口的尺寸随装置处理量而定，只 要保证反应器(即塔釜)中所蒸发的气体能很快通过；集液槽9内液 位保持在出口与出气孔11之间。该液体捕集器5的作用是使塔釜4 内气相物料通向精馏塔6，塔内冷凝下来的液体不流回塔釜4，而是 从液体捕集器5上的液体出口12采出。
生产时，如图2所示，将原料W1经分布器均匀加到装有高温 载热溶剂的釜4内，原料W1与载热油接触，受热后分解或蒸发。蒸 汽通过液体捕集器5的汽体通道8进入精馏塔6。塔顶采出物料W2 经冷凝器7冷却，部份W3作为产品收集；部份W4回流至塔内。塔中 经热交换冷凝下来的重组分进入液体捕集器5的集液槽9，并从 集液槽9的液体出口采出W5，这部分出料视生产需要及产品安排可 以循环使用。
其中釜内载热油的加热可采用在釜内直接加热或在釜外受热。 连续化操作中，载热溶剂的加热最好采用釜外受热，即在塔釜4 上设载热油注入口和排放口强行使釜中载热油在釜外受热，并定 期注入新鲜载热油和定期排放废载热油。
本发明中，制取高纯度的环戊二烯的流程为：将粗DCPD原料均 匀加入釜中，原料与高温载热溶剂经瞬间接触发生气相分解反应 生成CPD，蒸汽通过液体捕集器5的汽体通道8进入精馏塔6；CPD得 到提纯从塔顶采出。塔中经热交换冷凝下来的重组分和未反应的 DCPD以及塔顶回流的CPD进入液体捕集器5中的集液槽9，并不断地 从集液槽9上的液体出口12采出。对这一含有CPD单体和未分解的 DCPD的物流，本工艺采取两种循环操作方式。第一种方式是将循 环物流送至分解反应器4进料口做分解反应的原料，这种方式是当 DCPD分解率不高，循环物流中含有较多的DCPD时，可提高DCPD的分 解率。第二种方式是循环物流送至塔内，这种方式是当DCPD分解 率较高，但提纯的分离效果不好，循环物流中含较多CPD单体时，可 最大程度地回收CPD。
上述流程中的原料为75～93％的粗DCPD。载热溶剂必须具有 (1)热稳定性，(2)不会与原料发生反应，(3)沸点大于300℃的物质 如石腊烃、芳烃混合油等。分解反应温度范围：下限要大于DCPD 的分解温度(180℃)，上限须低于所用载热溶剂的沸点。要达到好 的提纯效果，温度最好选择在200～260℃。
本发明与现有的工艺相比其优点体现在：
1.本方法中，原料进入反应器与反应器中高温载热油进行瞬 间接触，发生气相分解反应，反应器中的气相物流在反应同时，通 过液体捕集器的汽体通道进入精馏塔。由于原料与高温载热油的 接触时间很短，CPD的损耗，也即提高了CPD的收率。而现有用石 腊烃、芳烃混合油等作载热溶剂，在管式反应器中分解DCPD的技 术中，原料与高温溶剂混合，再一起进入反应器，由于原料与高温 溶剂油接触时间较长，使多聚物有了生成的机会。这不仅影响了 CPD的收率，而且生成的多聚物会因长期积累而堵塞反应器。
2.本方法中，精馏塔中的液体因液体捕集器的功能不再回流 到塔釜中，而是直接从液体捕集器的集液槽采出口采出，其好处是 塔中液相物流不会与高温载热油接触，从而避免了多聚物的生成， 减少了CPD的损耗，提高了CPD+DCPD的收率，另外也使得连续化操 作真正成为可能。
3.本方法对从液体捕集器出口采出的物料进行循环操作，在 保证能获得高纯度的CPD产品的同时，又能提高产品收率。
4.本方法中所使用的特制的装置，其结构简单，工艺简便，非 常适合连续化操作。
按本发明生产方法生产CPD，单程收率达到85％以上，CPD+DCPD 纯度达到98％；一直使用釜内的载热溶剂连续运行40小时，釜内低 聚物＜1％。
实施例1
以市售双环戊二烯(含量93％)与适量脱CPD后的裂解混合C5混 合，制成含DCPD88％的原料。将上述原料通过计量泵连续地进入反 应器，载热油为液体石腊，温度控制在210～250℃，回流比控制 在1.5以上，塔顶温度约41℃，可得到的CPD产品中CPD+DCPD含量可 达98％以上，CPD的分解率为60～90％，多聚物收率小于1％。
实施例2
以某乙烯装置副产的混合C5为原料，经连续精馏塔将DCPD提 浓至80％左右，以此为原料，连续进入分解反应器中，载热油为液体 石腊，温度控制在240℃，其余条件均同实施例1，可得到的CPD产品 中CPD+DCPD含量＞98％，CPD/DCPD的单程收率约80％，多聚物收率小 于1％。