CN102188830B

CN102188830B - 反应蒸馏的方法

Info

Publication number: CN102188830B
Application number: CN2010101163421A
Authority: CN
Inventors: 钟禄平; 肖剑
Original assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Current assignee: China Petroleum and Chemical Corp; Sinopec Shanghai Research Institute of Petrochemical Technology
Priority date: 2010-03-03
Filing date: 2010-03-03
Publication date: 2013-12-25
Anticipated expiration: 2030-03-03
Also published as: CN102188830A

Abstract

本发明涉及一种反应蒸馏的方法，主要解决目前反应蒸馏工艺需要反应蒸馏塔和产物分离塔两塔实现，存在流程复杂和能耗高的问题。本发明通过采用反应原料从反应蒸馏分隔塔反应段的原料进料口进入，反应的同时进行组分分离，塔顶采出轻组分，侧线采出中间馏分，塔釜得到重馏分，反应蒸馏分隔塔包括反应蒸馏分隔塔塔体，塔顶冷凝器，以及塔底再沸器，其中反应蒸馏分隔塔塔体包括原料进料口，塔顶进料口，塔顶出料口，塔底进料口，塔底出料口，侧线采出料口，分隔板，公共精馏段，反应段，采出侧精馏段，以及公共提馏段，其中进料侧可设置精馏段和/或提馏段的技术方案较好地解决了该问题，可用于反应蒸馏的工业应用中。

Description

反应蒸馏的方法

技术领域

本发明涉及一种反应蒸馏的方法。

背景技术

催化蒸馏技术是反应与产品分离在同一个催化蒸馏设备中进行，在反应进行的同时把生成的产品分离出去，反应的平衡被打破，因而使反应趋向完全，提高反应物的转化率；另外反应热可被反应物料的汽化所吸收，因而反应温度可保持恒定，能耗可大为降低，工艺流程简化，投资也大为降低。催化蒸馏塔一般有三段组成：上部为精馏段(在对塔顶产品的质量要求不高或没有要求时可不设精馏段)，中部为催化反应段，下部为汽提段。在催化蒸馏塔中，向下流动的液相物料与向上流动的汽相物料必须能对流通过中部催化反应段并在其中同时进行反应与产品分馏作用。中国专利文献CN1380273A介绍了目前醋酸甲酯催化精馏水解工艺，该工艺主要由催化精馏塔、萃取精馏塔、脱醇塔、脱脂塔和共沸精馏塔组成，催化蒸馏与产物分离在不同塔中实现。目前常见的催化蒸馏工艺流程图见图2，根据反应的特点，反应蒸馏塔塔顶可以采出轻组分，也可以全回流，具有流程复杂和能耗高的问题。

分隔塔发展来自于Petlyuk塔，通过在主塔中间段放置一块垂直隔壁产生预分离塔和主塔合而为一的效果，理论上，在一个塔内嵌入几块隔壁可分离五种甚至更多种组分。对于热耦合精馏过程，一个预分离塔和主塔通过气液流连接在一起，中间不设有冷凝器和再沸器，塔顶、塔底和侧线产品从主塔采出，如果没有共沸物存在，侧线也能得到高纯度产品。与系列塔相比，热耦合塔不仅投资省，而且能效高，由于再沸器和冷凝器的减少和精馏过程中分离组分返混消失。CN1177513A介绍了一种用于多组分混合物连续分馏的分壁式蒸馏塔(即分隔塔)，该蒸馏塔利用蒸馏将一混合物分离成三种或更多组分，其中至少一个分隔壁是可拆卸安装在分壁式蒸馏塔内。

因此，分隔塔技术应用在反应蒸馏过程中，可以替代传统工艺的反应蒸馏塔和溶剂回收塔，具有流程简单和能耗低的特点。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是在目前反应蒸馏工艺需要反应蒸馏塔和产物分离塔两塔实现，存在流程复杂和能耗高的问题，提供一种新的反应蒸馏的方法，该方法具有流程简单和能耗低的特点。

为解决上述技术问题，本发明采用的技术方案如下：一种反应蒸馏的方法，反应原料从反应蒸馏分隔塔反应段的原料进料口进入，反应的同时进行组分分离，塔顶采出轻组分，侧线采出中间馏分，塔釜得到重馏分，反应蒸馏分隔塔包括反应蒸馏分隔塔塔体，塔顶冷凝器，以及塔底再沸器，其中反应蒸馏分隔塔塔体包括原料进料口，塔顶进料口，塔顶出料口，塔底进料口，塔底出料口，侧线采出料口，分隔板，公共精馏段，反应段，采出侧精馏段，以及公共提馏段，其中进料侧可设置精馏段和/或提馏段。

在上述技术方案中，反应蒸馏分隔塔塔体内分隔板将塔分隔成公共精馏段，进料侧精馏段，反应段，进料侧提馏段，采出侧精馏段，以及公共提馏段；在反应蒸馏区间，反应段位于进料侧精馏段和进料侧提馏段之间，反应段上方为进料侧精馏段，反应段下方为进料侧提馏段；分隔板顶部与塔顶进出料口之间区域为公共精馏段，分隔板底部与塔底进出料口之间区域为公共提馏段，分隔板所在区域原料进料口另一侧为采出侧精馏段；原料进料口至少为一个；塔顶冷凝器将塔顶进出料口连接，塔顶出口蒸汽冷凝后，进行全回流，或者第一部分送入塔顶进口，第二部分采出作为产品，第一部分与第二部分物料的重量比值即回流比为1～20∶1；塔底再沸器将塔底进出料口连接，塔底出口液体一部分进入再沸器汽化后送入塔底进口，一部分采出作为产品；反应蒸馏分隔塔内安装塔板和/或装填填料；反应蒸馏分隔塔内每段至少一块理论板；反应段可以装填催化剂或者无催化剂，并具有分离性能；反应蒸馏分隔塔内每段理论板数优选为5～30；塔顶冷凝器第一部分与第二部分物料的重量比值即回流比优选为3～10∶1；反应蒸馏分隔塔应用于氯丙烯环氧化制环氧氯丙烷时，公共精馏段理论板数为5～10，公共提馏段理论板数为8～15，反应段相当于理论板数为10～30，采出侧精馏段理论板数为15～30，反应段的控制温度为30～60℃。

在某些反应蒸馏过程中，反应物和产物按照沸点差异可以形成三股馏分，反应蒸馏塔只能将其切割成两股馏分，要想得到三股馏分，必须引入产物分离塔。而在有些体系中，反应蒸馏分隔塔本质上只实现反应功能，塔顶全回流，反应物与产物分离在产物分离塔中实现，所以传统工艺必须为反应蒸馏塔与产物分离塔的联合流程。本发明中反应蒸馏塔能单独完成反应蒸馏和产物分离过程，实现二塔合一的效果，与传统工艺相比，流程简单，即反应蒸馏分隔塔替代反应蒸馏塔和产物分离塔。使用本发明在氯丙烯与过氧化氢的摩尔比5∶1、溶剂与过氧化氢的质量比10∶1、反应温度38～43℃、理论板数65等操作条件相同的情况下，总能耗节省27.7％，取得了较好的技术效果。

附图说明

图1为反应蒸馏分隔塔工艺示意图。

图2为传统反应蒸馏工艺流程图。

图1中，1为反应蒸馏分隔塔，2为原料进料口，3塔顶出料口，4为塔顶进料口，5为塔底出料口，6为塔底进料口，7为侧线采出料口，8为公共精馏段，9为进料侧精馏段，10为反应段，11为进料侧提馏段，12为公共提馏段，13为采出侧精馏段，14为分隔板，15为塔顶冷凝器，16为塔底再沸器，17为原料，18为塔顶采出，19为侧线采出，20为塔底采出。

如图1所示，原料17进入反应蒸馏分隔塔1的原料进料口2，塔顶蒸汽从塔顶出料口3进入塔顶冷凝器15，冷凝后，一部分进入塔顶进料口4，一部分塔顶采出18，一部分物料从侧线采出19，塔底从塔底出料口5出料，一部分送入再沸器16蒸发后进入塔底进料口6，一部分作为塔底采出20。

图2中，1为反应蒸馏塔，2为产物分离塔，3和4为反应物原料，5为轻组分，6为混合物馏分，7为中间馏分，8为重馏分。

如图2所示，3和4反应原料从反应蒸馏塔的进料口进入反应蒸馏进料口，在反应段反应的同时进行分离，塔顶冷凝器将塔顶进出料口连接，塔顶出口蒸汽冷凝后，进行全回流，或者第一部分送入塔顶进口，第二部分采出作为轻组分5，塔釜混合馏分6进入产物分离塔，塔顶采出中间馏分7，塔釜得到重馏分8。

下面通过具体实施例对本发明作进一步的说明，但是，本发明的范围并不只限于实施例所覆盖的范围。

具体实施方式

【实施例1】

按图1所示环氧氯丙烷生产工艺，公共精馏段理论板数为5，公共提馏段理论板数为10，反应段分离效率相当于理论板数为25，采出侧精馏段理论板数为25。反应段装填的催化剂为SiO₂/TiO₂摩尔比80的钛硅分子筛，30重量％过氧化氢和甲醇混合物(甲醇含量70重量％)以1.00克/分钟流量进入反应段的第1块理论板(从上往下数，以下同)，氯丙烯以2.00克/分钟流量分别从反应段底部进入，塔顶全回流，侧线从分隔段第10块理论板采出2.49克/分钟，其余从塔底采出，催化反应段控制温度为38～43℃，操作稳定后，侧线采出流股中没有环氧氯丙烷，塔底采出不含氯丙烯和甲醇，塔顶和塔底的能耗、以及与比较例相比较节省能耗见表1。

【实施例2】

按图2所示反应蒸馏分隔塔，塔内安装塔板，公共精馏段理论板数为5，公共提馏段理论板数为10，催化反应段分离效率相当于理论板数为15，采出侧精馏段理论板数为15，进料侧精馏段理论板数为4，进料侧精馏段理论板数为6。催化剂为SiO₂/TiO₂摩尔比80的钛硅分子筛，30重量％双氧水和甲醇混合物(甲醇含量70重量％)以1.00克/分钟流量进入反应段的第1块理论板(从上往下数，以下同)，氯丙烯以2.00克/分钟流量从催化反应段底部进入，塔顶回流比为2，塔顶采出0.35克/分钟氯丙烯和甲醇，侧线从分隔段第10块理论板采出2.49克/分钟，其余从塔底采出，催化反应段控制温度为32～40℃，操作稳定后，侧线采出流股中没有环氧氯丙烷，塔底采出不含氯丙烯和甲醇，塔顶和塔底的能耗、以及与比较例相比较节省能耗见表1。

【实施例3】

按图1所示反应蒸馏分隔塔，塔内安装填料，公共精馏段理论板数为25，公共提馏段理论板数为30，催化反应段分离效率相当于理论板数为30，采出侧精馏段理论板数为45，进料侧精馏段理论板数为15，进料侧精馏段理论板数为15。催化剂为SiO₂/TiO₂摩尔比80的钛硅分子筛，30重量％双氧水和甲醇混合物(甲醇含量70重量％)以1.00克/分钟流量进入反应段的第1块理论板(从上往下数，以下同)，氯丙烯以2.00克/分钟流量从催化反应段底部进入，塔顶回流比为18，塔顶采出0.15克/分钟氯丙烯和甲醇，侧线从分隔段第10块理论板采出2.49克/分钟，其余从塔底采出，催化反应段控制温度为35～40℃，操作稳定后，侧线采出流股中没有环氧氯丙烷，塔底采出不含氯丙烯和甲醇，塔顶和塔底的能耗、以及与比较例相比较节省能耗见表1。

【实施例4】

按图1所示反应蒸馏分隔塔，塔内安装填料，公共精馏段理论板数为3，公共提馏段理论板数为5，催化反应段分离效率相当于理论板数为15，采出侧精馏段理论板数为15，进料侧精馏段理论板数为2，进料侧精馏段理论板数为3。催化剂为SiO₂/TiO₂摩尔比80的钛硅分子筛，30重量％双氧水和甲醇混合物(甲醇含量70重量％)以1.00克/分钟流量进入反应段的第1块理论板(从上往下数，以下同)，氯丙烯以2.00克/分钟流量从催化反应段底部进入，塔顶回流比为5，塔顶采出0.20克/分钟氯丙烯和甲醇，侧线从分隔段第10块理论板采出2.49克/分钟，其余从塔底采出，，催化反应段控制温度为38～43℃操作稳定后，侧线采出流股中没有环氧氯丙烷，塔底采出不含氯丙烯和甲醇，塔顶和塔底的能耗、以及与比较例相比较节省能耗见表1。

表1各实施例的能耗结果(千焦/小时)

实施例	塔顶能耗/千焦/小时	塔底能耗/千焦/小时	总能耗降低/％
				1	-0.65	0.89	27.7
2	-0.69	0.92	24.4
				3	-0.73	0.98	19.7
4	-0.66	0.87	28.2

【比较例1】

按图2所示工艺流程，反应蒸馏塔精馏段理论板数为5，催化反应段分离效率相当于理论板数为25，提馏段理论板数为10，产物分离塔精馏段理论板数为15，提馏段理论板数为10。催化剂为SiO₂/TiO₂摩尔比80的钛硅分子筛，30重量％双氧水和甲醇混合物(甲醇含量70重量％)以1.00克/分钟流量进入反应蒸馏塔的第10块理论板(从上往下数，以下同)，氯丙烯以2.00克/分钟流量从催化反应段底部进入，反应蒸馏塔塔顶全回流，反应物和产物全部进入产物分离塔，回流比为2，操作稳定后，产物分离塔塔顶采出流股中没有环氧氯丙烷，塔底采出不含氯丙烯和甲醇，反应蒸馏塔塔顶冷凝器能耗为-0.38千焦/小时，塔底再沸器能耗为0.31千焦/小时，产物分离塔塔顶冷凝器能耗为-0.54千焦/小时，塔底再沸器能耗为0.87千焦/小时。

Claims

1.一种反应蒸馏的方法，反应原料从反应蒸馏分隔塔反应段的原料进料口进入，反应的同时进行组分分离，塔顶采出轻组分，侧线采出中间馏分，塔釜得到重馏分，反应蒸馏分隔塔包括反应蒸馏分隔塔塔体，塔顶冷凝器，以及塔底再沸器，其中反应蒸馏分隔塔塔体包括原料进料口，塔顶进料口，塔顶出料口，塔底进料口，塔底出料口，侧线采出料口，分隔板，公共精馏段，反应段，采出侧精馏段，以及公共提馏段，其中进料侧设置精馏段和／或提馏段；

反应蒸馏分隔塔塔体内分隔板将塔分隔成公共精馏段，进料侧精馏段，反应段，进料侧提馏段，采出侧精馏段，以及公共提馏段；在反应蒸馏区间，反应段位于进料侧精馏段和进料侧提馏段之间，反应段上方为进料侧精馏段，反应段下方为进料侧提馏段；分隔板顶部与塔顶进出料口之间区域为公共精馏段，分隔板底部与塔底进出料口之间区域为公共提馏段，分隔板所在区域原料进料口另一侧为采出侧精馏段；

塔顶冷凝器将塔顶进出料口连接，塔顶出口蒸汽冷凝后，第一部分送入塔顶进口，第二部分采出作为产品，第一部分与第二部分物料的重量比值为1～20∶1；塔底再沸器将塔底进出料口连接，塔底出口液体一部分进入再沸器汽化后送入塔底进口，一部分采出作为产品；

反应蒸馏分隔塔应用于氯丙烯环氧化制环氧氯丙烷，公共精馏段理论板数为5～10，公共提馏段理论板数为8～15，反应段相当于理论板数为10～30，采出侧精馏段理论板数为15～30，反应段的控制温度为30～60℃。

2.根据权利要求1所述反应蒸馏的方法，其特征在于原料进料口至少为一个。

3.根据权利要求1所述反应蒸馏的方法，其特征在于原料进料口位于反应蒸馏区间，侧线采出料口位于采出侧精馏段。

4.根据权利要求1所述反应蒸馏的方法，其特征在于反应蒸馏分隔塔内安装塔板和／或装填填料。

5.根据权利要求1所述反应蒸馏的方法，其特征在于反应段装填催化剂或者无催化剂，并具有分离性能。