專(zhuān)利名稱(chēng)：醋酸乙酯和醋酸丁酯的生產(chǎn)方法及其設(shè)備的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種含有機(jī)酸的酯的生產(chǎn)方法，特別涉及一種醋酸乙酯和醋酸丁酯的節(jié)能生產(chǎn)方法。
本發(fā)明還涉及實(shí)現(xiàn)所述方法的醋酸乙酯和醋酸丁酯的節(jié)能生產(chǎn)設(shè)備。
背景技術(shù)：
我國(guó)工業(yè)能耗約占全社會(huì)總能耗的50％以上，且許多能量密集工業(yè)過(guò)程的單位產(chǎn)品能耗水平比國(guó)際先進(jìn)水平高約30～90％。醋酸乙酯和醋酸丁酯是重要的化工溶劑和基本有機(jī)化工原料。醋酸乙酯、醋酸丁酯等溶劑生產(chǎn)主要是以反應(yīng)、分離等熱加工過(guò)程為主的高能耗、高物耗過(guò)程工業(yè)。近年來(lái)，隨著環(huán)境保護(hù)和職業(yè)安全意識(shí)的加強(qiáng)與提高，許多化工企業(yè)，如油漆、涂料、油墨、人造纖維、醫(yī)藥等企業(yè)將采用醋酸乙酯和醋酸丁酯類(lèi)溶劑來(lái)取代揮發(fā)性較強(qiáng)的有機(jī)物溶劑，從而導(dǎo)致市場(chǎng)對(duì)醋酸乙酯和醋酸丁酯的消耗需求量逐年增加。
目前，醋酸乙酯、醋酸丁酯均采用傳統(tǒng)的液相酯化工藝單獨(dú)生產(chǎn)，且很少考慮裝置的能量綜合優(yōu)化設(shè)計(jì)，特別是對(duì)核心的生產(chǎn)工藝的節(jié)能降耗改造尚未予以足夠的重視，導(dǎo)致能耗較高。另外，溶劑行業(yè)醋酸乙酯、醋酸丁酯各自的生產(chǎn)也具有醋酸乙酯帶水不足、醋酸丁酯帶水過(guò)量以及較大的醋酸丁酯、醋酸乙酯的共沸物沸點(diǎn)差的特點(diǎn)，存在互補(bǔ)性。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明克服在于針對(duì)現(xiàn)有技術(shù)存在的缺點(diǎn)，提供一種醋酸乙酯和醋酸丁酯的節(jié)能生產(chǎn)方法。
本發(fā)明的目的還在于提供實(shí)現(xiàn)所述方法的醋酸乙酯和醋酸丁酯的節(jié)能生產(chǎn)設(shè)備。
本發(fā)明的醋酸乙酯和醋酸丁酯的節(jié)能生產(chǎn)方法包括蒸汽經(jīng)酯化釜夾套、酯化重沸器與原料換熱后，經(jīng)過(guò)預(yù)熱器再次作為熱源與原料進(jìn)行換熱；將酯化塔塔頂采出的混合氣經(jīng)冷凝器和分相器分離后得到的粗酯的一部分回流至酯化塔，其余部分作為產(chǎn)品進(jìn)行后續(xù)精制；將酯化塔側(cè)線采出的混合液經(jīng)冷卻器和分相器分離后得到的粗酯的一部分分為兩路回流至酯化塔側(cè)線采出位置上方和下方，其余部分作為產(chǎn)品進(jìn)行后續(xù)分離精制；所述酯化釜反應(yīng)溫度為92～106℃，壓力為0.12～0.18MPa，酯化塔塔頂混合氣采出溫度為70～86℃，壓力為0.108～0.12MPa，側(cè)線采出的混合液溫度為80～90℃，壓力為0.108～0.12MPa；所述原料由乙醇、丁醇、醋酸組成，其中乙醇的摩爾百分含量范圍為0～50％，丁醇的摩爾百分含量范圍為0～50％，醋酸的摩爾百分含量范圍為50％，各組分的摩爾百分含量之和為100％。
本發(fā)明的工藝和方法也可以包括蒸汽經(jīng)酯化釜夾套、酯化重沸器與原料換熱后，經(jīng)過(guò)預(yù)熱器再次作為熱源與原料進(jìn)行換熱；將酯化塔塔頂采出的混合氣冷凝分相后得到的粗酯的一部分回流至酯化塔，其余部分作為產(chǎn)品進(jìn)行后續(xù)精制與分離；將經(jīng)酯化塔側(cè)線采出的混合液經(jīng)冷卻分相后得到的粗酯全部回流至酯化塔作為帶水劑；所述酯化釜反應(yīng)溫度為92～106℃，壓力為0.12～0.18MPa，酯化塔塔頂混合氣采出溫度為70～86℃，壓力為0.108～0.12MPa，側(cè)線采出的混合液溫度為80～90℃，壓力為0.108～0.12MPa；所述原料由乙醇、丁醇、醋酸組成，其中乙醇的摩爾百分含量范圍為0～50％，丁醇的摩爾百分含量范圍為0～50％，醋酸的摩爾百分含量范圍為50％，各組分的摩爾百分含量之和為100％。
本發(fā)明方法采用的設(shè)備主要由高位原料槽、原料預(yù)熱器、酯化重沸器、酯化塔、酯化釜、汽液分離器、塔頂冷凝器、塔頂分相器、側(cè)線冷凝器、側(cè)線分相器及管路構(gòu)成，其中高位原料槽通過(guò)管道與預(yù)熱器連接，預(yù)熱器出口與酯化重沸器進(jìn)口連接，酯化重沸器的一端通過(guò)管道與酯化釜進(jìn)料端連接，酯化釜的出料端通過(guò)管道與汽液分離器進(jìn)口連接，汽液分離器汽相出口與酯化塔進(jìn)料端連接，汽液分離器液相出口與酯化釜頂端回流口連接，酯化塔的底端通過(guò)管道與酯化重沸器的進(jìn)料端連接，酯化塔的頂端通過(guò)管道與冷凝器進(jìn)口連接，頂部冷凝器出口通過(guò)管道與頂部分相器的頂部進(jìn)口連接，頂部分相器的底部粗酯出口通過(guò)管道和泵與酯化塔塔頂和后續(xù)精餾裝置連接，頂部分相器的底部廢水出口通過(guò)管道連接廢水處理裝置，頂部分相器的頂部出口排除不凝性氣體，酯化塔的中段通過(guò)管道與側(cè)線冷卻器進(jìn)口連接，側(cè)線冷卻器出口通過(guò)管道與側(cè)線分相器的頂部進(jìn)口連接，側(cè)線分相器的底部粗酯出口通過(guò)管道和泵與酯化塔塔中段出料位置上段、出料位置下段、后續(xù)精餾裝置分別連接，側(cè)線分相器的底部廢水出口通過(guò)管道連接廢水處理裝置，側(cè)線分相器的頂部出口排除不凝性氣體；來(lái)自蒸汽動(dòng)力系統(tǒng)的蒸汽通過(guò)酯化釜的夾套進(jìn)口端進(jìn)入酯化釜的夾套內(nèi)，通過(guò)酯化重沸器進(jìn)口端進(jìn)入酯化重沸器內(nèi)，換熱后的蒸汽由酯化釜夾套的出口端和酯化重沸器出口端通過(guò)管道與預(yù)熱器進(jìn)口端連接，換熱后的蒸汽凝結(jié)水通過(guò)預(yù)熱器出口端與管道和蒸汽動(dòng)力系統(tǒng)連接。
本發(fā)明利用目前醋酸乙酯、醋酸丁酯單獨(dú)生產(chǎn)中醋酸乙酯帶水不足、醋酸丁酯帶水過(guò)量所存在的互補(bǔ)性以及較大的醋酸丁酯、醋酸乙酯的共沸物沸點(diǎn)差等特點(diǎn)，在同一裝置中同時(shí)生產(chǎn)醋酸乙酯和醋酸丁酯，克服現(xiàn)有醋酸乙酯、醋酸丁酯等溶劑生產(chǎn)過(guò)程中高能耗、高物耗的缺陷，同時(shí)減少裝置投資，增加裝置的操作靈活性，降低裝置操作費(fèi)用，最終達(dá)到節(jié)能目的。
本發(fā)明與現(xiàn)有技術(shù)相比，具有如下優(yōu)點(diǎn)(1)本發(fā)明利用目前醋酸乙酯、醋酸丁酯相似相容、共沸物沸點(diǎn)差較大等特點(diǎn)，在同一裝置中同時(shí)生產(chǎn)醋酸乙酯和醋酸丁酯，提高裝置操作和產(chǎn)品生產(chǎn)的靈活性。
(2)本發(fā)明的方法不需改變?cè)姿嵋阴セ虼姿岫□サ纳a(chǎn)裝置，適合于現(xiàn)有的常規(guī)醋酸酯生產(chǎn)裝置的節(jié)能改造。
(3)本發(fā)明的經(jīng)濟(jì)效益顯著，能大幅度降低生產(chǎn)過(guò)程能耗，與常規(guī)工藝流程相比，在不增加設(shè)備投入的條件下，醋酸乙酯/醋酸丁酯聯(lián)產(chǎn)節(jié)能新工藝流程能耗下降20～30％，按年產(chǎn)2萬(wàn)噸醋酸丁酯/醋酸丁酯生產(chǎn)裝置計(jì)，每年可節(jié)省操作費(fèi)用200萬(wàn)元。


圖1為本發(fā)明方法采用的設(shè)備結(jié)構(gòu)示意圖，其中高位原料槽1，預(yù)熱器2，酯化重沸器3，酯化釜4，汽液分離器5，酯化塔6，分相器7、9，冷卻器8，冷凝器10。
具體實(shí)施例方式
如圖1所示，高位原料槽中1的原料經(jīng)通過(guò)管道連接進(jìn)入預(yù)熱器2預(yù)熱，預(yù)熱器2出口與酯化重沸器3進(jìn)口連接，原料在酯化重沸器3內(nèi)加熱到酯化溫度，酯化重沸器3的一端通過(guò)管道與酯化釜4進(jìn)料端連接，酯化釜4的出料端通過(guò)管道與汽液分離器5進(jìn)口連接，汽液分離器5汽相出口與酯化塔6進(jìn)料端連接，汽液分離器5液相出口與酯化釜4頂端回流口連接，酯化塔6的底端通過(guò)管道與酯化重沸器3的進(jìn)料端連接，酯化塔6的頂端通過(guò)管道與冷凝器10進(jìn)口連接，冷凝器10出口通過(guò)管道與另一分相器9的頂部進(jìn)口連接，另一分相器9的底部粗酯出口通過(guò)管道和泵與酯化塔6塔頂和后續(xù)精餾裝置連接，另一分相器9的底部廢水出口通過(guò)管道連接廢水處理裝置，另一分相器9的頂部出口排除不凝性氣體，酯化塔6的中段通過(guò)管道與冷卻器8進(jìn)口連接，冷卻器8出口通過(guò)管道與分相器7的頂部進(jìn)口連接，分相器7的底部粗酯出口通過(guò)管道和泵與酯化塔6塔中段出料位置上段、出料位置下段、后續(xù)精餾裝置分別連接，分相器7的底部廢水出口通過(guò)管道連接廢水處理裝置，分相器7的頂部出口排除不凝性氣體；來(lái)自蒸汽動(dòng)力系統(tǒng)的蒸汽通過(guò)酯化釜4的夾套進(jìn)口端進(jìn)入酯化釜4的夾套內(nèi)，通過(guò)酯化重沸器3進(jìn)口端進(jìn)入酯化重沸器3內(nèi)，為酯化釜4和酯化重沸器3提供熱源，換熱后的蒸汽由酯化釜4夾套的出口端和酯化重沸器3出口端通過(guò)管道與預(yù)熱器2進(jìn)口端連接，換熱后的蒸汽凝結(jié)水通過(guò)預(yù)熱器2出口端與管道和蒸汽動(dòng)力系統(tǒng)連接。
實(shí)施例1將由乙醇、丁醇、醋酸組成的原料(原料的配比為乙醇的摩爾百分含量為25％，丁醇的摩爾百分含量為25％，醋酸的摩爾百分含量為50％)采用圖1設(shè)備進(jìn)行酯化，控制酯化釜反應(yīng)溫度為106℃，壓力為0.18MPa，酯化塔塔頂混合氣采出溫度為70℃，壓力為0.12Mpa，經(jīng)分相器分離后部分回流，其余作為產(chǎn)品，側(cè)線混合液采出溫度為86℃，壓力為0.108MPa，經(jīng)分相器分離后部分回流，其余作為產(chǎn)品。對(duì)產(chǎn)品進(jìn)行分離得到醋酸乙酯、醋酸丁酯。
運(yùn)用化工流程模擬軟件PRO/II對(duì)酯化塔、分離塔頂醋酸乙酯、醋酸丁酯的精餾塔進(jìn)行能耗計(jì)算，通過(guò)與傳統(tǒng)生產(chǎn)流程對(duì)比，得出本發(fā)明方法的節(jié)能效果如表1所示。
表1 本發(fā)明的方法與傳統(tǒng)酯化工藝能耗對(duì)比

實(shí)施例2將由乙醇、丁醇、醋酸組成的原料(原料的配比為乙醇的摩爾百分含量為35％，丁醇的摩爾百分含量為15％，醋酸的摩爾百分含量為50％)采用圖1設(shè)備進(jìn)行酯化，控制酯化釜反應(yīng)溫度為92℃，壓力為0.12MPa，酯化塔塔頂混合氣采出溫度為70℃，壓力為0.12Mpa，經(jīng)分相器分離后部分回流，其余作為產(chǎn)品，側(cè)線混合液采出溫度為90℃，壓力為0.12MPa，經(jīng)分相器分離后部分回流，其余作為產(chǎn)品。對(duì)產(chǎn)品進(jìn)行分離得到醋酸乙酯、醋酸丁酯。
運(yùn)用化工流程模擬軟件PRO/II對(duì)酯化塔、分離塔頂醋酸乙酯、醋酸丁酯的精餾塔進(jìn)行能耗計(jì)算，通過(guò)與傳統(tǒng)生產(chǎn)流程對(duì)比，得出本發(fā)明方法的節(jié)能效果如表2所示。
表2 本發(fā)明的方法與傳統(tǒng)酯化工藝能耗對(duì)比

實(shí)施例3將由乙醇、丁醇、醋酸組成的原料(原料的配比為乙醇的摩爾百分含量為7％，丁醇的摩爾百分含量為43％，醋酸的摩爾百分含量為50％)采用圖1設(shè)備進(jìn)行酯化，控制酯化釜反應(yīng)溫度為101℃，壓力為0.15MPa，酯化塔塔頂混合氣采出溫度為80℃，壓力為0.11MPa，經(jīng)分相器分離后部分回流，其余作為產(chǎn)品，側(cè)線混合液采出溫度為80℃，壓力為0.108MPa，經(jīng)分相器分離后部分回流，其余作為產(chǎn)品。對(duì)產(chǎn)品進(jìn)行分離得到醋酸乙酯、醋酸丁酯。
運(yùn)用化工流程模擬軟件PRO/II對(duì)酯化塔、分離塔頂醋酸乙酯、醋酸丁酯的精餾塔進(jìn)行能耗計(jì)算，通過(guò)與傳統(tǒng)生產(chǎn)流程對(duì)比，得出本發(fā)明方法的節(jié)能效果如表3所示。
表3 本發(fā)明的方法與傳統(tǒng)酯化工藝能耗對(duì)比

表1、表2、表3說(shuō)明，與傳統(tǒng)酯化方法的能耗相比，本發(fā)明方法中涉及側(cè)線采出的方法能夠?qū)⑸a(chǎn)醋酸乙酯的能耗下降25～26％，能將生產(chǎn)醋酸丁酯的能耗下降24～25％，節(jié)能效果顯著。
實(shí)施例4將由乙醇、丁醇、醋酸組成的原料(原料的配比為乙醇的摩爾百分含量為10％，丁醇的摩爾百分含量為40％，醋酸的摩爾百分含量為50％)采用圖1設(shè)備進(jìn)行酯化，控制酯化釜反應(yīng)溫度為105℃，壓力為0.108MPa，酯化塔塔頂混合氣采出溫度為80℃，壓力為0.12MPa，全部作為產(chǎn)品，側(cè)線混合液采出溫度為90℃，壓力為0.108MPa，經(jīng)分相后全回流。對(duì)產(chǎn)品進(jìn)行分離得到醋酸乙酯、醋酸丁酯。
運(yùn)用化工流程模擬軟件PRO/II對(duì)酯化塔、分離塔頂醋酸乙酯、醋酸丁酯的精餾塔進(jìn)行能耗計(jì)算，通過(guò)與傳統(tǒng)生產(chǎn)流程對(duì)比，得出本發(fā)明方法的節(jié)能效果如表4所示。
表4 本發(fā)明的方法與傳統(tǒng)酯化工藝能耗對(duì)比

實(shí)施例5將由乙醇、丁醇、醋酸組成的原料(原料的配比為乙醇的摩爾百分含量為0％，丁醇的摩爾百分含量為50％，醋酸的摩爾百分含量為50％)采用圖1設(shè)備進(jìn)行酯化，控制酯化釜反應(yīng)溫度為106℃，壓力為0.12MPa，酯化塔塔頂混合氣采出溫度為86℃，壓力為0.11MPa，全部作為產(chǎn)品，側(cè)線混合液采出溫度為86℃，壓力為0.11MPa，經(jīng)分相后全回流。對(duì)產(chǎn)品進(jìn)行分離得到醋酸乙酯、醋酸丁酯。
運(yùn)用化工流程模擬軟件PRO/II對(duì)酯化塔、分離塔頂醋酸乙酯、醋酸丁酯的精餾塔進(jìn)行能耗計(jì)算，通過(guò)與傳統(tǒng)生產(chǎn)流程對(duì)比，得出本發(fā)明方法的節(jié)能效果如表5所示。
表5 本發(fā)明的方法與傳統(tǒng)酯化工藝能耗對(duì)比

實(shí)施例6將由乙醇、丁醇、醋酸組成的原料(原料的配比為乙醇的摩爾百分含量為50％，丁醇的摩爾百分含量為0％，醋酸的摩爾百分含量為50％)采用圖1設(shè)備進(jìn)行酯化，控制酯化釜反應(yīng)溫度為96℃，壓力為0.12MPa，酯化塔塔頂混合氣采出溫度為80℃，壓力為0.108MPa，全部作為產(chǎn)品，側(cè)線混合液采出溫度為80℃，壓力為0.11MPa，經(jīng)分相后全回流。對(duì)產(chǎn)品進(jìn)行分離得到醋酸乙酯、醋酸丁酯。
運(yùn)用化工流程模擬軟件PRO/II對(duì)酯化塔、分離塔頂醋酸乙酯、醋酸丁酯的精餾塔進(jìn)行能耗計(jì)算，通過(guò)與傳統(tǒng)生產(chǎn)流程對(duì)比，得出本發(fā)明方法的節(jié)能效果如表6所示。
表6 本發(fā)明的方法與傳統(tǒng)酯化工藝能耗對(duì)比

表4、表5、表6說(shuō)明，與傳統(tǒng)酯化方法的能耗相比，本發(fā)明方法中涉及側(cè)線全回流的方法方法能夠?qū)⑸a(chǎn)醋酸乙酯的能耗下降20～21％，能將生產(chǎn)醋酸丁酯的能耗下降21～23％，節(jié)能效果顯著。
權(quán)利要求
1.一種醋酸乙酯和醋酸丁酯的節(jié)能生產(chǎn)方法，其特征在于包括蒸汽經(jīng)酯化釜夾套、酯化重沸器與原料換熱后，經(jīng)過(guò)預(yù)熱器再次作為熱源與原料進(jìn)行換熱；將酯化塔塔頂采出的混合氣經(jīng)冷凝器和分相器分離后得到的粗酯的一部分回流至酯化塔，其余部分作為產(chǎn)品進(jìn)行后續(xù)精制；將酯化塔側(cè)線采出的混合液經(jīng)冷卻器和分相器分離后得到的粗酯的一部分分為兩路回流至酯化塔側(cè)線采出位置上方和下方，其余部分作為產(chǎn)品進(jìn)行后續(xù)分離精制；所述酯化釜反應(yīng)溫度為92～106℃，壓力為0.12～0.18MPa，酯化塔塔頂混合氣采出溫度為70～86℃，壓力為0.108～0.12MPa，側(cè)線采出的混合液溫度為80～90℃，壓力為0.108～0.12MPa；所述原料由乙醇、丁醇、醋酸組成，其中乙醇的摩爾百分含量范圍為0～50％，丁醇的摩爾百分含量范圍為0～50％，醋酸的摩爾百分含量范圍為50％，各組分的摩爾百分含量之和為100％。
2.一種醋酸乙酯和醋酸丁酯的節(jié)能生產(chǎn)方法，其特征在于包括蒸汽經(jīng)酯化釜夾套、酯化重沸器與原料換熱后，經(jīng)過(guò)預(yù)熱器再次作為熱源與原料進(jìn)行換熱；將酯化塔塔頂采出的混合氣冷凝分相后得到的粗酯的一部分回流至酯化塔，其余部分作為產(chǎn)品進(jìn)行后續(xù)精制與分離；將經(jīng)酯化塔側(cè)線采出的混合液經(jīng)冷卻分相后得到的粗酯全部回流至酯化塔作為帶水劑；所述酯化釜反應(yīng)溫度為92～106℃，壓力為0.12～0.18MPa，酯化塔塔頂混合氣采出溫度為70～86℃，壓力為0.108～0.12MPa，側(cè)線采出的混合液溫度為80～90℃，壓力為0.108～0.12MPa；所述原料由乙醇、丁醇、醋酸組成，其中乙醇的摩爾百分含量范圍為0～50％，丁醇的摩爾百分含量范圍為0～50％，醋酸的摩爾百分含量范圍為50％，各組分的摩爾百分含量之和為100％。
3.一種實(shí)現(xiàn)權(quán)利要求1或2所述工藝和方法的設(shè)備，其特征在于主要由高位原料槽、原料預(yù)熱器、酯化重沸器、酯化塔、酯化釜、汽液分離器、塔頂冷凝器、塔頂分相器、側(cè)線冷凝器、側(cè)線分相器及管路構(gòu)成，其中高位原料槽通過(guò)管道與預(yù)熱器連接，預(yù)熱器出口與酯化重沸器進(jìn)口連接，酯化重沸器的一端通過(guò)管道與酯化釜進(jìn)料端連接，酯化釜的出料端通過(guò)管道與汽液分離器進(jìn)口連接，汽液分離器汽相出口與酯化塔進(jìn)料端連接，汽液分離器液相出口與酯化釜頂端回流口連接，酯化塔的底端通過(guò)管道與酯化重沸器的進(jìn)料端連接，酯化塔的頂端通過(guò)管道與冷凝器進(jìn)口連接，頂部冷凝器出口通過(guò)管道與頂部分相器的頂部進(jìn)口連接，頂部分相器的底部粗酯出口通過(guò)管道和泵與酯化塔塔頂和后續(xù)精餾裝置連接，頂部分相器的底部廢水出口通過(guò)管道連接廢水處理裝置，頂部分相器的頂部出口排除不凝性氣體，酯化塔的中段通過(guò)管道與側(cè)線冷卻器進(jìn)口連接，側(cè)線冷卻器出口通過(guò)管道與側(cè)線分相器的頂部進(jìn)口連接，側(cè)線分相器的底部粗酯出口通過(guò)管道和泵與酯化塔塔中段出料位置上段、出料位置下段、后續(xù)精餾裝置分別連接，側(cè)線分相器的底部廢水出口通過(guò)管道連接廢水處理裝置，側(cè)線分相器的頂部出口排除不凝性氣體；來(lái)自蒸汽動(dòng)力系統(tǒng)的蒸汽通過(guò)酯化釜的夾套進(jìn)口端進(jìn)入酯化釜的夾套內(nèi)，通過(guò)酯化重沸器進(jìn)口端進(jìn)入酯化重沸器內(nèi)，換熱后的蒸汽由酯化釜夾套的出口端和酯化重沸器出口端通過(guò)管道與預(yù)熱器進(jìn)口端連接，換熱后的蒸汽凝結(jié)水通過(guò)預(yù)熱器出口端與管道和蒸汽動(dòng)力系統(tǒng)連接。
全文摘要
本發(fā)明涉及一種醋酸乙酯和醋酸丁酯的節(jié)能生產(chǎn)方法，包括蒸汽經(jīng)酯化釜夾套、酯化重沸器與原料換熱后，經(jīng)過(guò)預(yù)熱器再次作為熱源與原料進(jìn)行換熱；將酯化塔塔頂采出的混合氣經(jīng)冷凝器和分相器分離后得到的粗酯的一部分回流至酯化塔，其余部分作為產(chǎn)品進(jìn)行后續(xù)精制；將酯化塔側(cè)線采出的混合液經(jīng)冷卻器和分相器分離后得到的粗酯的一部分分為兩路回流至酯化塔側(cè)線采出位置上方和下方，其余部分作為產(chǎn)品進(jìn)行后續(xù)分離精制。本發(fā)明還包括實(shí)現(xiàn)所述方法的設(shè)備。本發(fā)明的工藝適用于在醋酸酯及其它化工溶劑生產(chǎn)應(yīng)用。
文檔編號(hào)C07C69/00GK1827581SQ20061003487
公開(kāi)日2006年9月6日 申請(qǐng)日期2006年4月7日 優(yōu)先權(quán)日2006年4月7日
發(fā)明者陳清林, 高學(xué)農(nóng), 張正國(guó), 蒙啟鵬, 陳曉暉 申請(qǐng)人:華南理工大學(xué)