CN114031580B - 一种低能耗pbat副产四氢呋喃的精制装置及精制方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种低能耗PBAT副产四氢呋喃的精制装置及精制方法，包括串联设置的脱水塔、脱轻塔和脱重塔，其中，在脱水塔与脱轻塔之间的连接管路上设置了沸石膜脱水系统，通过将沸石膜脱水系统与三塔精馏工艺有机结合，可以同时大幅度降低脱水塔和脱轻塔的处理负荷，并且能够有效降低脱轻塔进料中的水含量，从而有效降低蒸汽和循环水的消耗。
Description
技术领域
本发明涉及可降解塑料聚己二酸/对苯二甲酸丁二酯(PBAT)和聚对苯二甲酸丁二酯(PBT)领域。具体涉及一种低能耗PBAT副产四氢呋喃的精制装置及精制方法。
背景技术
在常压下，THF与水会形成共沸物，共沸物组成为95.1wt％THF和4.9wt％水；在0.6MPaG条件下，共沸物组成则为88.9wt％THF和11.1wt％水。利用该特性，目前广泛采用低压塔、高压塔以及精制塔三塔精馏工艺来分离THF和水。该工艺中(如图1所示)，副产水溶液首先进入低压塔，并在该塔顶部采出低含水的THF物流，该物流随后进入高压塔，由于高压塔内压力增大，及THF与水共沸物的前述特性，高压塔塔顶采出物流中的水含量增加，而从高压塔塔釜采出的物流中，水含量则变得更低，因此，高压塔塔釜物流进入精制塔进一步精制，最终得到高纯度的THF；而高压塔塔顶采出的水含量增加的THF物流则重新循环回低压塔的进料口。该过程中，有大量的四氢呋喃水溶液在低压塔和高压塔之间持续循环，导致低压塔和高压塔持续高负荷运行，进而消耗大量的加热用蒸汽和冷却用水。
中国石油化工集团公司申请的发明专利《CN201410493703.2PBT生产过程中的副产物THF的提纯方法》，提出在第一精馏塔(脱水塔)之前增加提取塔进行粗分离，以提高THF产品纯度，但是该专利仍是使用低压塔(第一精馏塔)、高压塔(第二精馏塔)以及精制塔(第三精馏塔)三塔精馏工艺来分离THF和水，仍然有大量的高含水THF水溶液从第二精馏塔塔顶返回提取塔和第一精馏塔，因此并不能解决分离能耗高的问题。
发明内容
为解决上述问题，本发明提出一种低能耗PBAT副产四氢呋喃的精制装置及精制方法，通过将沸石膜脱水与三塔精馏有机结合，大幅降低精制过程的整体能耗，从而起到节能减碳和降本增效的效果。
具体的，本发明提供如下技术方案：
一种低能耗PBAT副产四氢呋喃的精制装置，包括脱水塔，脱轻塔和脱重塔；所述各塔的塔釜均设置有相应的再沸器和塔釜泵，塔顶设置有相应的冷凝器、回流罐和回流泵；还包括共沸物预热器和沸石膜脱水系统；其中，脱水塔的进料口用于接收待精制原料和沸石膜脱水系统的渗透水，脱水塔顶回流泵还连通共沸物预热器的冷物料进口，所述共沸物预热器的冷物料出口连通沸石膜脱水系统的进料口；所述沸石膜脱水系统的进料口连通脱轻塔的塔顶以承接循环流；所述脱轻塔的回流泵还连接轻组分出口以采出轻组分；所述脱轻塔的塔釜泵连通共沸物预热器的热物料进口，所述共沸物预热器的加热介质出口连通脱重塔的进料口；所述脱重塔的塔顶采出THF产品，所述脱重塔的塔釜采出重组分。
优选的，所述装置仅使用一个沸石膜脱水系统，且所述沸石膜脱水系统的进料口与脱轻塔的回流泵出口连通；来自脱水塔顶回流泵的脱水塔顶采出与来自脱轻塔顶回流泵的循环流混合后进入沸石膜脱水系统进行液相脱水。
优选的，所述装置包括第一、第二两个沸石膜脱水系统，其中，第一沸石膜脱水系统的进料口连通脱水塔的回流泵出口以对脱水塔顶采出进行液相脱水；第二沸石膜脱水系统的进料口连接在脱轻塔的塔顶与脱轻塔冷凝器之间，以对循环流进行汽相脱水；所述第一、第二沸石膜脱水系统的渗余液出口分别连通脱轻塔的进料口；渗透水出口则连通脱水塔的进料口。
所述双沸石膜脱水系统的设置可以较大程度的保留循环流自身的热量；避免循环流在塔顶处的冷凝及再次进入脱轻塔后的再加热过程，从而进一步削减脱轻塔的操作能耗。
所述沸石膜脱水系统包括泵、换热器、真空系统以及沸石膜组件等设备；所用的膜组件为无机沸石膜，优选采用NaA膜和CHA膜。进一步优选的，每一组所述沸石膜脱水系统包括至少两套沸石膜组件，以避免更换、维修膜组件时造成的频繁停车开车操作。
本发明还提供一种基于上述精制装置精制PBAT副产四氢呋喃的方法，具体步骤如下：
(1)将来自界外的THF水溶液(下称原料101)与沸石膜脱水系统X-101中得到的渗透水111共同进入脱水塔C-101进行精馏分离，废水103从脱水塔C-101的塔底采出，塔顶物料经冷凝得到浓缩后的THF水溶液(下称脱水塔顶采出102)；
(2)将脱水塔顶采出102泵入共沸物预热器E-103的冷物料进口，并将脱轻塔C-102塔釜得到的粗THF 106泵入共沸物预热器E-103的加热介质进口使两股物料换热，利用脱轻塔C-102的高温釜液对脱水塔顶采出102进行预热，预热后的脱水塔顶采出102送至沸石膜脱水系统X-101中进行分离；
(3)在沸石膜脱水系统X-101中，水优先润湿并透过沸石膜形成含微量THF的渗透水111并被送至脱水塔进料口进一步脱除THF，其余部分成为渗余液110并被送至脱轻塔的进料口；由于水的优先渗透，渗余液110中的水含量降低，因此脱轻塔C-102的进料量及进料中高沸点的水的含量均大幅度降低，脱轻塔能耗显著下降；
(4)在脱轻塔C-102中，对进料进行精馏分离，由于采用加压条件，在该塔塔顶物料中水含量增加，而塔釜物料中，水含量则进一步降低(均指相对于进料而言)；其中，塔顶物料经冷凝后，部分作为塔回流液，部分溶液作为轻组分采出(下称轻组分104)，以防止轻组分在系统内累积，塔底采出含有少量重组分的粗THF 106并送至脱重塔C-103处理；所述脱轻塔C-102的塔顶还采出循环流105，该循环流105连通沸石膜脱水系统以进行脱水，且脱水后的渗余液再次进入脱轻塔C-102，渗透水则进入脱水塔C-101；
(5)在脱重塔C-103中，将THF与重组分进行分离，塔顶得到纯度≥99.95wt％的优等品THF(下称产品107)，塔釜采出重组分108。
当仅设置单个沸石膜脱水系统时，所述循环流105为液相，脱水塔顶采出102与循环流105进入同一个沸石膜脱水系统的进水口，并在该沸石膜脱水系统中进行液相脱水。
当包括第一、第二两个沸石膜脱水系统时，所述循环流105为在脱轻塔冷凝器E-104前采出的汽相，所述脱水塔顶采出102进入第一沸石膜脱水系统进行液相脱水，所述循环流105进入第二沸石膜脱水系统进行汽相脱水；第一、第二沸石膜脱水系统的渗余液出口均连通脱轻塔的进料口，渗透水出口均连通脱水塔的进料口。
其中，脱水塔C-101的操作压力为0～0.1MPaG，脱轻塔C-102的操作压力在0～1.0MPaG，C-103脱重塔操作压力在0～0.1MPaG。
所述C-101脱水塔回流比为0.5～3，优选为1～2；C-102脱轻塔回流比为1～5，优选为2～4；C-103脱重塔回流比为5～15，优选为8～13。
与现有技术相比，本发明至少能够取得如下有益效果：通过将沸石膜脱水系统与三塔精馏工艺有机结合，所述沸石膜脱水系统一方面将其进料中的水含量降低，使得脱轻塔的进料量及进料中高沸点、高比热容的水的含量均大幅降低，因此脱轻塔的负荷显著下降；另一方面，沸石膜脱水系统替代了传统三塔工艺中的脱水塔以承接脱轻塔的循环流，而脱水塔仅承接流量极小的渗透水，这使得脱水塔的总体进料量同样大幅度降低。也即，所述沸石膜脱水系统的设置可以同时大幅度降低脱水塔和脱轻塔的处理负荷，并且能够有效降低脱轻塔进料中的水含量，从而有效降低蒸汽和循环水的消耗。本发明具有技术先进、能耗低、投资低等优点，有助于生产企业节能减碳和降本增效，对新建PBAT和PBT项目副产四氢呋喃精制以及四氢呋喃生产精制技术的升级改造具有重要意义。
附图说明
图1为常规PBAT副产四氢呋喃精制方法的工艺流程简图；
图2为一种低能耗PBAT副产四氢呋喃精制方法的工艺流程简图。
图中，C-101为脱水塔，C-102为脱轻塔，C-103为脱重塔，E-101为脱水塔冷凝器，E-102为脱水塔再沸器，E-103为共沸物预热器，E-104为脱轻塔冷凝器，E-105为脱轻塔再沸器，E-106为脱重塔冷凝器，E-107为脱重塔再沸器，V-101为脱水塔回流罐，V-102为脱轻塔回流罐，V-103为脱重塔回流罐，P-101为脱水塔回流泵，P-102为脱水塔塔釜泵，P-103为脱轻塔回流泵，P-104为脱重塔回流泵，P-105为脱重塔塔釜泵，X-101为沸石膜脱水系统，101为原料，102为脱水塔顶采出，103为废水，104为轻组分，105为循环流，106为粗THF，107为产品，108为重组分，109为沸石膜进料，110为渗余液，111为渗透水。
具体实施方式
下面结合具体实例和附图对本发明技术方案作进一步说明，所举的实施例仅是对本发明产品或方法作概括性例示，有助于更好地理解本发明。应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明技术原理的前提下，还可以作出若干改进和变型，这些改进和变型也应该视为落在本发明的保护范围之内。
实施例1。
参见图2，提供一种低能耗PBAT副产四氢呋喃的精制装置，包括脱水塔C-101，脱轻塔C-102和脱重塔C-103；所述脱水塔C-101的顶部连接有脱水塔冷凝器E-101，所述脱水塔冷凝器E-101的物料出口连接有脱水塔回流罐V-101，所述脱水塔回流罐V-101的物料出口连接有脱水塔回流泵P-101，所述脱水塔回流泵P-101的出口分别通过第一回流管和第一采出管连接所述脱水塔C-101的顶部和共沸物预热器E-103的冷物料进口；所述脱水塔C-101的塔釜连接塔釜再沸器E-102和脱水塔塔釜泵P-102，所述脱水塔塔釜泵P-102的出口连接第一釜液管，用于采出脱水塔塔釜废水；所述共沸物预热器E-103的冷物料出口通过管道连接沸石膜脱水系统X-101的物料进口，所述沸石膜脱水系统X-101的渗余液出口连接脱轻塔C-102的进料口；所述沸石膜脱水系统X-101的渗透水出口连通脱水塔C-101的进料口；所述脱轻塔C-102的塔顶连接有脱轻塔冷凝器E-104；所述脱轻塔冷凝器E-104的物料出口连接脱轻塔回流罐V-102；所述脱轻塔回流罐V-102的物料出口连接脱轻塔回流泵P-103；所述脱轻塔回流泵P-103的物料出口分别连通第二回流管和第二采出管；所述第二回流管连接脱轻塔C-102的顶部以构建回流通路；所述第二采出管上连接有循环管，所述循环管的另一端连接于沸石膜脱水系统X-101的物料进口，以将第二采出管中的部分物流循环至沸石膜脱水系统X-101的入口进行脱水，其余部分的物流自第二采出管采出，以防止轻组分在系统内集聚；所述脱轻塔C-102的塔釜处连接有脱轻塔再沸器E-105；所述脱轻塔C-102的塔釜还通过第二釜液管连接共沸物预热器E-103的加热介质进口，所述共沸物预热器E-103的加热介质出口连接脱重塔C-103的进料口；所述脱重塔C-103的塔顶连接脱重塔冷凝器E-106，所述脱重塔冷凝器E-106的物料出口连接脱重塔回流罐V-103，所述脱重塔回流罐V-103的物料出口连接脱重塔回流泵P-104；所述脱重塔回流泵P-104的出口分别连接第三回流管和第三采出管，所述第三回流管连通脱重塔C-103的塔顶以构建回流通路，所述第三采出管用于采出THF产品；所述脱重塔C-103的塔釜连接有脱重塔再沸器E-107和脱重塔塔釜泵P-105，所述脱重塔塔釜泵P-105的出口连接第三釜液管以采出重组分。
沸石膜脱水系统内部含有泵、换热器、真空系统以及沸石膜组件等设备。
实施例2。
提供一种基于实施例1所述装置精制PBAT副产四氢呋喃的方法，具体步骤如下：
(1)将原料101与沸石膜脱水系统中的渗透水111共同进入脱水塔C-101中进行精馏分离，塔顶气相进入脱水塔冷凝器E-101进行冷凝，冷却介质为循环水，冷凝后的物料(含水量6wt％左右的THF水溶液)去脱水塔回流罐V-101，再通过脱水塔回流泵P-101加压后，部分作为塔回流，剩余部分作为脱水塔顶采出102进入共沸物预热器E-103进行预热，预热后再与来脱轻塔C-102塔顶的循环流105混合，混合后得到沸石膜进料109，送至沸石膜脱水系统X-101中进行分离。脱水塔再沸器E-102采用蒸汽加热，塔釜废水通过脱水塔塔釜泵P-102加压后送外界处理。脱水塔C-101的操作压力为0～0.1MPaG，回流比为0.5～3。
(2)在沸石膜脱水系统中，沸石膜进料109中的水含量被降至1wt％左右得到渗余液110，含微量THF的渗透水111再送至脱水塔C-101中进一步脱除THF。
(3)渗余液110进入脱轻塔C-102中进一步浓缩，塔顶气相进入脱轻塔冷凝器E-104进行冷凝，冷却介质为循环水，冷凝后的物料(含水量3～10wt％左右的THF水溶液)去脱轻塔回流罐V-102，再通过脱轻塔回流泵P-103加压后，部分作为塔回流，部分作为循环流105送至沸石膜脱水系统X-101处理，剩余少部分作为轻组分104采出，以防止轻组分在系统内累积；脱轻塔再沸器E-105采用蒸汽加热，塔釜含有少量重组分的粗THF 106在共沸物预热器E-103中换热冷却后送至脱重塔C-103处理。脱轻塔C-102的操作压力为0.1～1.0MPaG，回流比为1～5。
(4)在脱重塔C-103中分离THF和重组分，塔顶气相进入脱重塔冷凝器E-106进行冷凝，冷却介质为循环水，冷凝后的物料去脱重塔回流罐V-103，再通过脱重塔回流泵P-104加压后，部分作为塔回流，剩余部分作为产品107采出，得到纯度≥99.95wt％的优等品THF，脱重塔再沸器E-105采用蒸汽加热，塔釜重组分108通过脱重塔塔釜泵P-105加压后送至外界。脱重塔操C-103的操作压力为0～0.1MPaG，回流比为5～15。
对比例1。
本对比例采用图1所示的常规三塔精馏工艺对PBAT副产四氢呋喃进行精制，其中，该常规三塔精馏工艺中未设置沸石膜脱水系统，脱水塔C-101的塔顶物料经共沸物预热器E-103预热后直接进入脱轻塔C-102，同时，脱轻塔C-102的塔顶物料除回流和采出部分之外全部回流至脱水塔C-101的进料口。该对比例的精制工艺具体步骤如下：
(1)将原料101与来自脱轻塔C102塔顶冷凝液的循环流105共同进入脱水塔C-101中进行精馏分离，塔顶气相进入脱水塔冷凝器E-101进行冷凝，冷却介质为循环水，冷凝后的物料去脱水塔回流罐V-101，再通过脱水塔回流泵P-101加压后，部分作为塔回流，剩余部分作为脱水塔顶采出102进入共沸物预热器E-103进行预热。脱水塔再沸器E-102采用蒸汽加热，塔釜废水通过脱水塔塔釜泵P-102加压后送外界处理。脱水塔C-101的操作压力为0～0.1MPaG，回流比为0.5～3。
(2)步骤(1)中经共沸物预热器E103预热后的脱水塔顶采出102进入脱轻塔C-102中进一步进行精馏分离，塔顶气相进入脱轻塔冷凝器E-104进行冷凝，冷却介质为循环水，冷凝后的物料去脱轻塔回流罐V-102，再通过脱轻塔回流泵P-103加压后，部分作为塔回流，部分作为循环流105送至脱水塔C-101的进料口，剩余少部分作为轻组分采出，以防止轻组分在系统内累积；脱轻塔再沸器E-105采用蒸汽加热，塔釜含有少量重组分的粗THF 106在共沸物预热器E-103中换热冷却后送至脱重塔C-103处理。脱轻塔C-102的操作压力为0.1～1.0MPaG，回流比为1～5。
(3)在脱重塔C-103中分离THF和重组分，塔顶气相进入脱重塔冷凝器E-106进行冷凝，冷却介质为循环水，冷凝后的物料去脱重塔回流罐V-103，再通过脱重塔回流泵P-104加压后，部分作为塔回流，剩余部分作为产品107采出，得到纯度≥99.95wt％的优等品THF，脱重塔再沸器E-105采用蒸汽加热，塔釜重组分108通过脱重塔塔釜泵P-105加压后送至外界。脱重塔操C-103的操作压力为0～0.1MPaG，回流比为5～15。
对比试验
对比例工艺运行试验
如图1，以12万吨/年PBAT项目为例，THF水溶液原料量为5t/h，组成为54.999wt％水、44.749wt％THF以及其他轻、重组分。脱轻塔C-102循环返回脱水塔C-101的流量为3t/h，组成为9.716wt％水、86.088wt％THF以及其他轻组分。
脱水塔C-101操作条件：塔顶压力0.01MPaG，塔顶温度66℃，塔釜温度105℃，塔顶回流比1。脱轻塔C-102进料量为5.2575t/h，组成为5.743wt％水、91.68wt％THF以及其他轻、重组分。脱轻塔C-102操作条件：塔顶压力0.6MPaG，塔顶温度130℃，塔釜温度143℃，塔顶回流比3。脱重塔C-103操作条件：塔顶压力0.01MPaG，塔顶温度69℃，塔釜温度74℃，塔顶回流比11。
通过上述操作，脱重塔C-103塔顶得到纯度≥99.95wt％的优等品THF。
表1为对比例物流数据表。
表1对比例物流数据表
实施例2工艺运行试验
如图2，同样以12万吨/年PBAT项目为例，THF水溶液原料流量为5t/h，组成为54.999wt％水、44.749wt％THF以及其他轻重组分。脱轻塔C-102返回沸石膜脱水系统X-101的流量为0.7t/h，组成为4.848wt％水、94.279wt％THF以及其他轻组分。
脱水塔C-101的操作条件：塔顶压力0.01MPaG，塔顶温度66℃，塔釜温度105℃，塔顶回流比1。
沸石膜脱水系统X-101的进料量为3.1t/h，组成为6.2wt％水、93.2wt％THF以及其他轻重组分，渗透水量为0.16t/h，组成为99.4wt％水、0.6wt％THF。渗余液量为2.95t/h，组成为1.3wt％水、98.1wt％THF以及其他轻、重组分，渗余液作为脱轻塔C-102的进料。
脱轻塔C-102的操作条件：塔顶压力0.6MPaG，塔顶温度130℃，塔釜温度143℃，塔顶回流比3；脱重塔C-103的操作条件：塔顶压力0.01MPaG，塔顶温度69℃，塔釜温度74℃，塔顶回流比11。
通过上述操作，脱重塔C-103的塔顶得到纯度≥99.95wt％的优等品THF。
表2为实施例2物流数据表。
表2实施例2物流数据表
通过表1、表2可以看出，实施例2相比于对比例，以12万吨/年PBAT项目副产的四氢呋喃精制单元为例，脱水塔C101的总进料量从8t/h(原料与循环流的合计流量)降低至5t/h，脱轻塔C102的进料量从5.2575t/h降低至2.40852t/h，塔处理负荷下降明显。
表3为本发明的对比实施例2与对比例的循环水和蒸汽消耗比较表。
表3实施例2与对比例的消耗比较表
(以12万吨/年PBAT项目副产的四氢呋喃精制单元为例)
| 序号 | 项目 | 对比例 | 实施例2 | 单位 |
| 一 | 循环水消耗 | |||
| 1 | 脱水塔C101塔顶 | 132 | 62 | m3/h |
| 2 | 脱轻塔C102塔顶 | 159 | 34 | m3/h |
| 3 | 脱重塔C103塔顶 | 248 | 248 | m3/h |
| 4 | 沸石膜脱水系统 | 0 | 10 | m3/h |
| 合计 | 539 | 354 | m3/h | |
| 二 | 蒸汽消耗 | |||
| 1 | 脱水塔C101塔顶 | 2.86 | 1.68 | t/h |
| 2 | 脱轻塔C102塔顶 | 3.22 | 0.72 | t/h |
| 3 | 脱重塔C103塔顶 | 4.96 | 4.96 | t/h |
| 4 | 沸石膜脱水系统 | 0 | 0.2 | t/h |
| 合计 | 11.04 | 7.56 | t/h |
通过表3可以看出：对于12万吨/年PBAT项目副产的四氢呋喃精制单元，使用本发明的工艺方法，由于降低了塔之间的循环量，脱水塔和脱轻塔的处理负荷均大幅度降低，循环水消耗量从539m3/h降低至354m3/h，减少了185m3/h，降幅达34.3％；蒸汽消耗量从11.04t/h降低至7.56t/h，减少了3.48t/h，降幅达31.5％。可年节省标煤用量约3200吨，节能效果明显。按循环水费用0.2元/m3计算，蒸汽200元/t计算，年操作时间8000h计算，则本发明可节省操作费用约586.4万元/年。
以上仅是本发明的优选实施方式，本发明的保护范围并不仅局限于上述实施例，凡属于本发明思路下的技术方案均属于本发明的保护范围。应当指出，对于本技术领域的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理前提下的若干改进和润饰，应视为本发明的保护范围。
Claims (7)
1.一种低能耗PBAT副产四氢呋喃的精制装置，包括脱水塔、脱轻塔和脱重塔；所述脱水塔、脱轻塔和脱重塔的塔釜均设置有相应的再沸器，塔顶设置有相应的冷凝器；其特征在于：还包括沸石膜脱水系统；其中，脱水塔的进料口用于接收待精制原料和沸石膜脱水系统的渗透水，脱水塔顶产品采出连通至沸石膜脱水系统的进料口；所述沸石膜脱水系统的进料口连通脱轻塔的塔顶以承接循环流；所述脱轻塔的塔顶设有轻组分出口以采出轻组分；所述脱重塔的塔顶采出THF产品，所述脱重塔的塔釜采出重组分；
设有共沸物预热器；所述共沸物预热器的进口连通脱水塔顶产品采出，所述共沸物预热器的出口连通第一沸石膜脱水系统的进料口；所述脱轻塔的塔釜重组分采出连通共沸物预热器的加热介质进口，所述共沸物预热器的加热介质出口连通脱重塔的进料口；
所述装置包括第一、第二两组沸石膜脱水系统，其中，第一沸石膜脱水系统的进料口连通脱水塔的塔顶采出以对脱水塔顶采出进行液相脱水；第二沸石膜脱水系统的进料口连接在脱轻塔的塔顶与脱轻塔冷凝器之间，以对循环流进行汽相脱水；所述第一、第二沸石膜脱水系统的渗余液出口分别连通脱轻塔的进料口；渗透水出口则连通脱水塔的进料口。
2.根据权利要求1所述的低能耗PBAT副产四氢呋喃的精制装置，其特征在于：所述沸石膜脱水系统包括泵、换热器、真空系统以及沸石膜组件；所用的膜组件为无机沸石膜；每一组所述沸石膜脱水系统包括一套或至少两套沸石膜组件。
3.根据权利要求2所述的低能耗PBAT副产四氢呋喃的精制装置，其特征在于：所述无机沸石膜为NaA膜或CHA膜。
4.基于权利要求3所述装置的PBAT副产四氢呋喃的精制方法，其特征在于：包括根据下步骤：
(1)将原料与沸石膜脱水系统的渗透水共同进入脱水塔进行精馏分离，废水从脱水塔的塔底采出，塔顶物料经冷凝得到脱水塔顶采出；
(2)在沸石膜脱水系统中，得到含微量THF的渗透水并被送至脱水塔进料口进一步脱除THF，其余部分成为渗余液并被送至脱轻塔的进料口；
(3)在脱轻塔中，采用加压条件对进料进行精馏分离，塔顶物料经冷凝后，部分作为塔回流液，部分溶液作为轻组分采出，塔底采出含有少量重组分的粗THF并送至脱重塔处理；所述脱轻塔的塔顶还采出循环流，该循环流连通沸石膜脱水系统以进行脱水，且脱水后的渗余液再次进入脱轻塔，渗透水则进入脱水塔；
(4)在脱重塔中，将THF与重组分进行分离，塔顶得到纯度≥99.95wt％的优等品THF，塔釜采出重组分。
5.根据权利要求4所述装置的PBAT副产四氢呋喃的精制方法，其特征在于：还包括共沸物预热器，将脱水塔顶采出泵入共沸物预热器的冷物料进口，并将脱轻塔塔釜得到的粗THF泵入共沸物预热器的加热介质进口对脱水塔顶采出进行预热，预热后的脱水塔顶采出送至沸石膜脱水系统中进行分离。
6.根据权利要求4或5所述装置的PBAT副产四氢呋喃的精制方法，其特征在于：脱水塔的操作压力为0～0.1MPaG，脱轻塔的操作压力为0～1.0MPaG，脱重塔的操作压力为0～0.1MPaG。
7.根据权利要求4或5所述装置的PBAT副产四氢呋喃的精制方法，其特征在于：所述脱水塔回流比为0.5～3；脱轻塔回流比为1～5；脱重塔回流比为5～15。
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