專利名稱：一種三塔變壓精餾熱集成分離回收丁酮的方法及裝置的制作方法
技術(shù)領(lǐng)域：
本發(fā)明涉及一種三塔變壓精餾熱集成分離回收丁酮的方法及裝置，具體涉及一種從甲醇-乙醇-丁酮-苯-水體系中利用壓力變化使體系的共沸組成不同達到分離回收丁酮的方法。并在變壓精餾過程中采用熱集成技術(shù)最大限度的降低能耗。
背景技術(shù)：
丁酮是一種優(yōu)良的有機溶劑和有機合成原料，主要用作涂料工業(yè)的多種樹脂溶齊U，優(yōu)點是可以在一定的固體成分中形成粘度較低的溶液。如可用作精制潤滑油的脫蠟溶齊U、電子元件的清洗劑、用于植物油的萃取以及精制過程中的共沸精餾，是制備香料、抗氧化劑以及某些催化劑的中間體，還是硝酸纖維素、乙烯基樹脂、丙烯酸樹脂涂料的溶劑，聚氨酯人造革、丁腈橡膠、氯丁橡膠為基料的工業(yè)粘合劑，還用于錄像帶、顯影劑、印刷油墨等制造過程。丁酮與過氧化氫反應(yīng)生成的過氧化物廣泛用于強化聚酯玻璃纖維生產(chǎn)的硬化齊U，這種材料用于制造汽車、游艇和化學(xué)物質(zhì)的貯存容器。丁酮的過氧化物用于丙烯酸系及聚酯生產(chǎn)作聚合催化劑，是一種最安全的過氧化物。丁酮與鹽酸羥胺反應(yīng)制得的甲乙酮肟，主要用作油漆的抗起皮劑，特別是用于噴霧包裝出售的油漆。丁酮與乙炔在高壓下反應(yīng)生成甲基戊炔醇，它主要用作腐蝕抑制劑及某些香料制品的中間體。在丁酮生產(chǎn)提純和回收過程中，水是主要的雜質(zhì)，需分離除去，但由于丁酮、水低溫下部分互溶，且形成共沸物，目前工業(yè)生產(chǎn)中一般利用共沸蒸餾的方法，即利用丁酮-水部分互溶和不同溫度下含水量的差別，共沸精餾后，冷凝器中的有機相回流，但是此法一般能耗較大，且很難得到99. 5%wt以上丁酮產(chǎn)品。目前針對丁酮提純及回收主要有以下方法(I)專利200810025463. 8公開了一種利用溶堿復(fù)合萃取劑分離丁酮-水技術(shù)，塔頂?shù)玫?9. 5wt%的丁酮產(chǎn)品，但此專利限于丁酮-水二元體系，適用范圍有限，如體系復(fù)雜，則需要重新考慮復(fù)合萃取劑的篩選。(2)專利201110058579. 3公開了一種利用氧化鈣除去乙酸乙酯-丁酮-水體系中水的方法，但此法只是單純的除去水分，并沒有實現(xiàn)丁酮的分離提純。
(3)專利201010180392. 6公開了利用變壓精餾分離丁酮-水，但此專利也只限于丁酮水二元體系，有一定的局限性。(4)專利200810020828. 8公開了一種錯流液液萃取采出丁酮的方法，利用多元醇為萃取劑，由于液液萃取精餾同樣僅限于丁酮-水二元體系，不能夠滿足復(fù)雜體系的分離要求。(5)專利200710043962. 5公開了一種加鹽萃取劑分離丁酮-水的方法，利用堿金屬氧化物為分離劑，多元醇的一種或多種為溶劑，以醋酸鹽、硝酸鹽或鋁酸鹽為萃取劑，此法對設(shè)備要求較高，且需要對萃取劑、鹽進行回收，回收難度較大。針對現(xiàn)有技術(shù)的不足和局限性，對甲醇-乙醇-丁酮-苯-水復(fù)雜共沸體系，本發(fā)明利用變壓精餾技術(shù)實現(xiàn)丁酮的分離回收，水達到了排放標準，并在精餾過程中采用熱集成技術(shù)最大限度的降低能耗。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明提供了一種三塔變壓精餾熱集成分離回收丁酮的方法及裝置，新工藝方法克服了現(xiàn)有丁酮分離回收的難題，與傳統(tǒng)方法相比較，此發(fā)明工藝流程簡單，產(chǎn)品質(zhì)量純度高，無環(huán)境污染，且采用了熱集成技術(shù)來降低能耗。本發(fā)明變壓精餾分離甲醇-乙醇-丁酮-苯-水體系回收丁酮的裝置及方法如附圖1:具體的技術(shù)方案是在脫水塔TOI中部設(shè)置進料口，脫水塔TOI塔頂出口與TOI冷凝器Fl入口通過管線相連，TOl冷凝器Fl出口通過管線與TOl回流罐Vl進口相連，TOl回流罐Vl的上部出口通過管線與脫水塔TOl頂部相連組成回流，TOl回流罐Vl的下部出口與丁酮產(chǎn)品塔T02中部進料口相連，脫水塔TOl底部出口通過管線與脫水塔TOl再沸器F3冷物流入口相連，TOl
再沸器F3的返塔物流出口與脫水塔TOl底部通過管線相連。丁酮產(chǎn)品塔T02塔頂出口與F3熱物流進口相連，F(xiàn)3熱物流出口與T02回流罐V2進口相連，T02回流罐V2的上部出口通過管線與丁酮產(chǎn)品塔T02頂部相連組成回流，T02回流罐V2的下部出口與脫輕塔T03中部進料口相連，丁酮產(chǎn)品塔T02底部出口通過管線與丁酮產(chǎn)品塔T02再沸器F4入口相連，T02再沸器F4的返塔物流出口與丁酮產(chǎn)品塔T02底部通過管線相連。脫輕塔T03塔頂出口與脫輕塔T03冷凝器F2入口通過管線相連，T03冷凝器F2出口通過管線與T03回流罐V3進口相連，脫輕塔T03底部出口通過管線與T03再沸器F5冷物流入口相連，T03再沸器F5的返塔物流出口與脫輕塔T03底部通過管線相連，T03再沸器F5的物流采出口通過管線與脫水塔TOl中部進料口相連。操作方法如下原料I進入脫水塔TOl中部進行常壓精餾操作，TOl底部出口物流7進入TOl再沸器F3經(jīng)過換熱部分汽化，F(xiàn)3回塔物流6返回脫水塔TOldK 3作為塔底產(chǎn)物采出。脫水塔TOl塔頂氣相Fl進口物流4通過TOl冷凝器Fl進行冷凝，F(xiàn)l出口物流5進入到TOl回流罐VI，TOl回流物流8返回脫水塔TOl作為回流，常壓共沸物2作為塔頂采出通過增壓進入到丁酮產(chǎn)品塔T02中部進行加壓精餾操作。F4進口物流12進入到T02再沸器F4進行換熱，部分作為F4回塔物流11，部分作為丁酮產(chǎn)品15采出，丁酮產(chǎn)品塔T02的塔頂氣相F3進口熱物流9作為熱源進入到TOl再沸器F3進行換熱，冷凝后的V2的進口物流13進入到T02回流罐V2，T02回流物流10返回丁酮產(chǎn)品塔T02作為回流，高壓共沸物14作為塔頂采出進入到脫輕塔T03中部進行常壓精餾操作。F2進口物流16通過T03冷凝器F2進行冷凝，F(xiàn)2出口物流進入到T03回流罐V3，T03回流物流17進入到脫輕塔T03作為回流，輕組分共沸物19作為脫輕塔T03塔頂采出，F(xiàn)5進口物流21進入到T03再沸器F5進行換熱，F(xiàn)5回塔物流20返回脫輕塔T03，循環(huán)物流22作為脫輕塔T03塔底采出返回到脫水塔TOl中部進行循環(huán)。本發(fā)明利用三塔變壓精餾分離甲醇-乙醇-丁酮-苯-水體系回收丁酮的工藝路線主要包括以下步驟I)原料物流I進入脫水塔T01，脫水塔TOl塔底得到含少量有機物的水3，塔頂?shù)貌沙龀汗卜形? ;2)常壓共沸物2通過增壓進入丁酮產(chǎn)品塔T02，壓力的增加使得丁酮-水的共沸體系中水的含量增加，并且甲醇、乙醇、苯等與丁酮、水均生成最低共沸物。塔頂采出高壓共沸物14，丁酮產(chǎn)品塔T02底部采出純度較高的丁酮產(chǎn)品15。丁酮產(chǎn)品塔T02塔頂F3進口熱物流9作為脫水塔TOl熱源；3)高壓共沸物14進入脫輕塔 3，在脫輕塔 3塔頂采出輕組分共沸物19，塔底得到該循環(huán)物流22，循環(huán)物流22進入脫水塔TOl進行循環(huán)操作。所述的脫水塔T01、丁酮產(chǎn)品塔T02、脫輕塔T03采用填料塔或板式塔，分離塔的塔頂部采用液體分布器對回流液體進行分布，如采用填料塔，則各段填料之間采用氣液再分布器進行氣體和液體再分布。所述的脫水塔TOl的理論板數(shù)為20 30塊、操作壓力在100 150kpa (絕壓)、塔釜溫度為100 112°C、塔頂溫度在72 84°C、質(zhì)量回 流比在O. 5 2 ;所述的丁酮產(chǎn)品塔T02的理論板數(shù)為50 80塊、操作壓力在550 1500kpa(絕壓)、塔釜溫度為150 174°C、塔頂溫度為135 162°C、質(zhì)量回流比在2 10 ;所述的脫輕塔T03的理論板數(shù)為40 60塊、操作壓力100 150kpa (絕壓)、塔釜溫度為66 77°C、塔頂溫度為73 85°C、質(zhì)量回流比在30 50。本發(fā)明相較于現(xiàn)有的工藝條件具有以下優(yōu)點首先是解決了復(fù)雜體系分離回收丁酮的難題，并且得到較高純度的丁酮，丁酮的質(zhì)量純度> 99. 5% ;其次是采用熱集成工藝，最大限度的降低了能耗。


圖1為三塔變壓精餾分離回收丁酮工藝流程圖其中脫水塔-TOl ; 丁酮產(chǎn)品塔-T02 ;脫輕塔-T03 ；T01冷凝器_F1 ；Τ03冷凝器-F2 ；Τ01再沸器-F3 ；Τ02再沸器-F4 ；Τ03再沸器-F5 ；Τ01回流罐-Vl ；Τ02回流罐-V2 ；Τ03回流罐-V3 ;原料-1 ;常壓共沸物-2 ;水-3 ;F1進口物流-4 ；F1出口物流-5 ；F3回塔物流-6 ；T01底部出口物流-7 ；Τ01回流物流-8 ;F3進口熱物流-9 ；T02回流物流-10 ；F4回塔物流-11 ;F4進口物流-12 ；V2的進口物流-13 ;高壓共沸物_14 ;丁酮產(chǎn)品-15 ;F2進口物流-16 ；T03回流物流-17 ；F2出口物流-18 ;輕組分共沸物_19 ；F5回塔物流-20 ；F5進口物流-21 ;循環(huán)物流-22。
具體實施例方式下面結(jié)合附圖和實施例具體地說明本發(fā)明，但是本發(fā)明不局限于附圖和實施例。在脫水塔TOI中部設(shè)置進料口，脫水塔TOI塔頂出口與TOI冷凝器Fl入口通過管線相連，TOl冷凝器Fl出口通過管線與TOl回流罐Vl進口相連，TOl回流罐Vl的上部出口通過管線與脫水塔TOl頂部相連組成回流，TOl回流罐Vl的下部出口與丁酮產(chǎn)品塔T02中部進料口相連，脫水塔TOl底部出口通過管線與脫水塔TOl再沸器F3冷物流入口相連，TOl再沸器F3的返塔物流出口與脫水塔TOl底部通過管線相連。丁酮產(chǎn)品塔T02塔頂出口與F3熱物流進口相連，F(xiàn)3熱物流出口與T02回流罐V2進口相連，T02回流罐V2的上部出口通過管線與丁酮產(chǎn)品塔T02頂部相連組成回流，T02回流罐V2的下部出口與脫輕塔T03中部進料口相連，丁酮產(chǎn)品塔T02底部出口通過管線與丁酮產(chǎn)品塔T02再沸器F4入口相連，T02再沸器F4的返塔物流出口與丁酮產(chǎn)品塔T02底部通過管線相連。脫輕塔T03塔頂出口與脫輕塔T03冷凝器F2入口通過管線相連，T03冷凝器F2出口通過管線與T03回流罐V3進口相連，脫輕塔T03底部出口通過管線與T03再沸器F5冷物流入口相連，T03再沸器F5的返塔物流出口與脫輕塔T03底部通過管線相連，T03再沸器F5的物流采出口通過管線與脫水塔TOl中部進料口相連。操作方法如下原料I進入脫水塔TOl中部進行常壓精餾操作，TOl底部出口物流7進入TOl再沸器F3經(jīng)過換熱部分汽化，F(xiàn)3回塔物流6返回脫水塔TOldK 3作為塔底產(chǎn)物采出。脫水塔TOl塔頂氣相Fl進口物流4通過TOl冷凝器Fl進行冷凝，F(xiàn)l出口物流5進入到TOl回流罐VI，TOl回流物流8返回脫水塔TOl作為回流，常壓共沸物2作為塔頂采出通過增壓進入到丁酮產(chǎn)品塔T02中部進行加壓精餾操作。F4進口物流12進入到T02 再沸器F4進行換熱，部分作為F4回塔物流11，部分作為丁酮產(chǎn)品15采出，丁酮產(chǎn)品塔T02的塔頂氣相F3進口熱物流9作為熱源進入到TOl再沸器F3進行換熱，冷凝后的V2的進口物流13進入到T02回流罐V2，T02回流物流10返回丁酮產(chǎn)品塔T02作為回流，高壓共沸物14作為塔頂采出進入到脫輕塔T03中部進行常壓精餾操作。F2進口物流16通過T03冷凝器F2進行冷凝，F(xiàn)2出口物流進入到T03回流罐V3，T03回流物流17進入到脫輕塔T03作為回流，輕組分共沸物19作為脫輕塔T03塔頂采出，F(xiàn)5進口物流21進入到T03再沸器F5進行換熱，F(xiàn)5回塔物流20返回脫輕塔T03，循環(huán)物流22作為脫輕塔T03塔底采出返回到脫水塔TOl中部進行循環(huán)。實施例1:表I原料組成
組分含量wt%
ψΜ
乙醇0.2
丁酮19
072
79Γθ將原料I (原料組成如表I所示)以50kg/h送入脫水塔TOl進行常壓精餾操作，進料溫度30°C，塔頂壓力控制在IOOkpa (絕壓)，塔頂溫度為72°C，塔釜溫度為100°C，質(zhì)量回流比控制在在2，TOl頂部采出為常壓共沸物2，通過增壓將常壓共沸物2打入丁酮產(chǎn)品塔T02，塔頂壓力控制550kpa(絕壓)，塔頂溫度為135°C，塔釜溫度為150°C，質(zhì)量回流比控制在10，塔釜采出丁酮產(chǎn)品15，塔頂采出高壓共沸物進入脫輕塔T03，塔頂壓力為IOOkpa (絕壓)，塔頂溫度為66°C，塔釜溫度為73°C，質(zhì)量回流比控制在50，在T03頂部采出輕組分共沸物19，塔釜采出循環(huán)物流22，循環(huán)物流22進入到脫水塔TOl中循環(huán)操作。實施例1中各塔精餾的質(zhì)量物流表見表2。表2物流數(shù)據(jù)表
權(quán)利要求
1.一種三塔變壓精餾熱集成分離回收丁酮的裝置，其特征是在脫水塔TOl中部設(shè)置進料口，脫水塔TOl塔頂出口與冷凝器Fl入口通過管線相連，冷凝器Fl出口通過管線與回流罐Vl進口相連，回流罐Vl的上部出口通過管線與脫水塔TOl頂部相連組成回流，回流罐Vl的下部出口與丁酮產(chǎn)品塔T02中部進料口相連，脫水塔TOl底部出口通過管線與脫水塔TOl再沸器F3冷物流入口相連，再沸器F3的返塔物流出口與脫水塔TOl底部通過管線相連；丁酮產(chǎn)品塔T02塔頂出口與再沸器F3熱物流進口相連，再沸器熱物流出口與回流罐V2進口相連，回流罐V2的上部出口通過管線與丁酮產(chǎn)品塔T02頂部相連組成回流，回流罐V2的下部出口與脫輕塔T03中部進料口相連，丁酮產(chǎn)品塔T02底部出口通過管線與丁酮產(chǎn)品塔T02再沸器F4入口相連，再沸器F4的返塔物流出口與丁酮產(chǎn)品塔T02底部通過管線相連；脫輕塔T03塔頂出口與脫輕塔T03冷凝器F2入口通過管線相連，冷凝器F2出口通過管線與回流罐V3進口相連，脫輕塔T03底部出口通過管線與再沸器F5冷物流入口相連，再沸器F5的返塔物流出口與脫輕塔T03底部通過管線相連，再沸器F5的物流采出口通過管線與脫水塔TOl中部進料口相連。
2.利用權(quán)利要求1的裝置回收丁酮的方法，以甲醇-乙醇-丁酮-苯-水為原料，其特征包括如下順序步驟 (1)原料I通過脫水塔TOl在常壓下操作，塔頂采出常壓共沸物2，塔底得到含少量有機物的水3 ； (2)將步驟(I)TOl脫水塔頂采出的常壓共沸物2通過高壓精餾塔在塔底得到高純度的丁酮產(chǎn)品15，純度彡99. 5% ； (3)將步驟(2)丁酮產(chǎn)品塔T02塔頂?shù)玫降母邏汗卜形?4通過脫輕塔T03操作，在T03塔頂采出該壓力下的輕組分共沸物19，塔底循環(huán)物流22返回脫水塔TOl循環(huán)操作。
3.根據(jù)權(quán)利要求2的方法，其特征在于脫水塔TOl壓力為常壓，壓力控制在IOOkpa 150kpa，塔頂溫度在72 84°C、塔釜溫度為100 112°C、質(zhì)量回流比在O. 5 2。
4.根據(jù)權(quán)利要求2的方法，其特征在于脫水塔TOl的塔底采出的水3中的丁酮質(zhì)量含量< O. 1%。
5.根據(jù)權(quán)利要求2的方法，其特征在于丁酮產(chǎn)品塔T02的操作壓力在550 1500kpa，塔頂溫度為150 174°C、塔釜溫度為135 162°C、質(zhì)量回流比在2 10。
6.根據(jù)權(quán)利要求2的方法，其特征在于脫輕塔T03的操作壓力為常壓，操作壓力100 150kpa，塔頂溫度為66 77°C、塔釜溫度為73 85°C、質(zhì)量回流比在30 50。
7.根據(jù)權(quán)利要求2的方法，其特征在于利用丁酮產(chǎn)品塔T02塔頂?shù)腇3進口熱物流9直接進入脫水塔TOl塔釜再沸器F3，利用丁酮產(chǎn)品塔T02塔頂9的潛熱作為脫水塔TOl的熱源。
全文摘要
本發(fā)明涉及一種三塔變壓精餾熱集成分離回收丁酮的方法及裝置，原料物流進入脫水塔，脫水塔塔底得到含少量有機物的水，塔頂?shù)貌沙龀汗卜形?；常壓共沸物通過增壓進入丁酮產(chǎn)品塔，壓力的增加使得丁酮-水的共沸體系中水的含量增加，并且甲醇、乙醇、苯等與丁酮、水均生成最低共沸物。塔頂采出高壓共沸物，丁酮產(chǎn)品塔底部采出純度較高的丁酮產(chǎn)品。丁酮產(chǎn)品塔塔頂進口熱物流作為脫水塔熱源；高壓共沸物進入脫輕塔，在脫輕塔塔頂采出輕組分共沸物，塔底得到該循環(huán)物流，循環(huán)物流進入脫水塔進行循環(huán)操作。本發(fā)明解決了復(fù)雜體系分離回收丁酮的難題，并且得到較高純度的丁酮，丁酮的質(zhì)量純度≥99.5%；其次是采用熱集成工藝，最大限度降低了能耗。
文檔編號C07C49/10GK102992985SQ20121056181
公開日2013年3月27日 申請日期2012年12月21日 優(yōu)先權(quán)日2012年12月21日
發(fā)明者隋紅, 董文威, 李凌橋, 李鑫鋼 申請人:天津大學(xué), 北洋國家精餾技術(shù)工程發(fā)展有限公司