CN102992985A

CN102992985A - 一种三塔变压精馏热集成分离回收丁酮的方法及装置

Info

Publication number: CN102992985A
Application number: CN2012105618162A
Authority: CN
Inventors: 隋红; 董文威; 李凌桥; 李鑫钢
Original assignee: BEIYANG NATIONAL DISTILLATION TECHNOLOGY ENGINEERING DEVELOPMENT Co Ltd; Tianjin University
Current assignee: BEIYANG NATIONAL DISTILLATION TECHNOLOGY ENGINEERING DEVELOPMENT Co Ltd; Tianjin University
Priority date: 2012-12-21
Filing date: 2012-12-21
Publication date: 2013-03-27

Abstract

本发明涉及一种三塔变压精馏热集成分离回收丁酮的方法及装置，原料物流进入脱水塔，脱水塔塔底得到含少量有机物的水，塔顶得采出常压共沸物；常压共沸物通过增压进入丁酮产品塔，压力的增加使得丁酮-水的共沸体系中水的含量增加，并且甲醇、乙醇、苯等与丁酮、水均生成最低共沸物。塔顶采出高压共沸物，丁酮产品塔底部采出纯度较高的丁酮产品。丁酮产品塔塔顶进口热物流作为脱水塔热源；高压共沸物进入脱轻塔，在脱轻塔塔顶采出轻组分共沸物，塔底得到该循环物流，循环物流进入脱水塔进行循环操作。本发明解决了复杂体系分离回收丁酮的难题，并且得到较高纯度的丁酮，丁酮的质量纯度≥99.5%；其次是采用热集成工艺，最大限度降低了能耗。

Description

一种三塔变压精馏热集成分离回收丁酮的方法及装置

技术领域

本发明涉及一种三塔变压精馏热集成分离回收丁酮的方法及装置，具体涉及一种从甲醇-乙醇-丁酮-苯-水体系中利用压力变化使体系的共沸组成不同达到分离回收丁酮的方法。并在变压精馏过程中采用热集成技术最大限度的降低能耗。

背景技术

丁酮是一种优良的有机溶剂和有机合成原料，主要用作涂料工业的多种树脂溶剂，优点是可以在一定的固体成分中形成粘度较低的溶液。如可用作精制润滑油的脱蜡溶剂、电子元件的清洗剂、用于植物油的萃取以及精制过程中的共沸精馏，是制备香料、抗氧化剂以及某些催化剂的中间体，还是硝酸纤维素、乙烯基树脂、丙烯酸树脂涂料的溶剂，聚氨酯人造革、丁腈橡胶、氯丁橡胶为基料的工业粘合剂，还用于录像带、显影剂、印刷油墨等制造过程。丁酮与过氧化氢反应生成的过氧化物广泛用于强化聚酯玻璃纤维生产的硬化剂，这种材料用于制造汽车、游艇和化学物质的贮存容器。丁酮的过氧化物用于丙烯酸系及聚酯生产作聚合催化剂，是一种最安全的过氧化物。丁酮与盐酸羟胺反应制得的甲乙酮肟，主要用作油漆的抗起皮剂，特别是用于喷雾包装出售的油漆。丁酮与乙炔在高压下反应生成甲基戊炔醇，它主要用作腐蚀抑制剂及某些香料制品的中间体。

在丁酮生产提纯和回收过程中，水是主要的杂质，需分离除去，但由于丁酮、水低温下部分互溶，且形成共沸物，目前工业生产中一般利用共沸蒸馏的方法，即利用丁酮-水部分互溶和不同温度下含水量的差别，共沸精馏后，冷凝器中的有机相回流，但是此法一般能耗较大，且很难得到99.5%wt以上丁酮产品。

目前针对丁酮提纯及回收主要有以下方法：

（1）专利200810025463.8公开了一种利用溶碱复合萃取剂分离丁酮-水技术，塔顶得到99.5wt%的丁酮产品，但此专利限于丁酮-水二元体系，适用范围有限，如体系复杂，则需要重新考虑复合萃取剂的筛选。

（2）专利201110058579.3公开了一种利用氧化钙除去乙酸乙酯-丁酮-水体系中水的方法，但此法只是单纯的除去水分，并没有实现丁酮的分离提纯。

（3）专利201010180392.6公开了利用变压精馏分离丁酮-水，但此专利也只限于丁酮水二元体系，有一定的局限性。

（4）专利200810020828.8公开了一种错流液液萃取采出丁酮的方法，利用多元醇为萃取剂，由于液液萃取精馏同样仅限于丁酮-水二元体系，不能够满足复杂体系的分离要求。

（5）专利200710043962.5公开了一种加盐萃取剂分离丁酮-水的方法，利用碱金属氧化物为分离剂，多元醇的一种或多种为溶剂，以醋酸盐、硝酸盐或铝酸盐为萃取剂，此法对设备要求较高，且需要对萃取剂、盐进行回收，回收难度较大。

针对现有技术的不足和局限性，对甲醇-乙醇-丁酮-苯-水复杂共沸体系，本发明利用变压精馏技术实现丁酮的分离回收，水达到了排放标准，并在精馏过程中采用热集成技术最大限度的降低能耗。

发明内容

本发明提供了一种三塔变压精馏热集成分离回收丁酮的方法及装置，新工艺方法克服了现有丁酮分离回收的难题，与传统方法相比较，此发明工艺流程简单，产品质量纯度高，无环境污染，且采用了热集成技术来降低能耗。

本发明变压精馏分离甲醇-乙醇-丁酮-苯-水体系回收丁酮的装置及方法如附图1：具体的技术方案是：

在脱水塔T01中部设置进料口，脱水塔T01塔顶出口与T01冷凝器F1入口通过管线相连，T01冷凝器F1出口通过管线与T01回流罐V1进口相连，T01回流罐V1的上部出口通过管线与脱水塔T01顶部相连组成回流，T01回流罐V1的下部出口与丁酮产品塔T02中部进料口相连，脱水塔T01底部出口通过管线与脱水塔T01再沸器F3冷物流入口相连，T01再沸器F3的返塔物流出口与脱水塔T01底部通过管线相连。丁酮产品塔T02塔顶出口与F3热物流进口相连，F3热物流出口与T02回流罐V2进口相连，T02回流罐V2的上部出口通过管线与丁酮产品塔T02顶部相连组成回流，T02回流罐V2的下部出口与脱轻塔T03中部进料口相连，丁酮产品塔T02底部出口通过管线与丁酮产品塔T02再沸器F4入口相连，T02再沸器F4的返塔物流出口与丁酮产品塔T02底部通过管线相连。脱轻塔T03塔顶出口与脱轻塔T03冷凝器F2入口通过管线相连，T03冷凝器F2出口通过管线与T03回流罐V3进口相连，脱轻塔T03底部出口通过管线与T03再沸器F5冷物流入口相连，T03再沸器F5的返塔物流出口与脱轻塔T03底部通过管线相连，T03再沸器F5的物流采出口通过管线与脱水塔T01中部进料口相连。

操作方法如下：原料1进入脱水塔T01中部进行常压精馏操作，T01底部出口物流7进入T01再沸器F3经过换热部分汽化，F3回塔物流6返回脱水塔T01，水3作为塔底产物采出。脱水塔T01塔顶气相F1进口物流4通过T01冷凝器F1进行冷凝，F1出口物流5进入到T01回流罐V1，T01回流物流8返回脱水塔T01作为回流，常压共沸物2作为塔顶采出通过增压进入到丁酮产品塔T02中部进行加压精馏操作。F4进口物流12进入到T02再沸器F4进行换热，部分作为F4回塔物流11，部分作为丁酮产品15采出，丁酮产品塔T02的塔顶气相F3进口热物流9作为热源进入到T01再沸器F3进行换热，冷凝后的V2的进口物流13进入到T02回流罐V2，T02回流物流10返回丁酮产品塔T02作为回流，高压共沸物14作为塔顶采出进入到脱轻塔T03中部进行常压精馏操作。F2进口物流16通过T03冷凝器F2进行冷凝，F2出口物流进入到T03回流罐V3，T03回流物流17进入到脱轻塔T03作为回流，轻组分共沸物19作为脱轻塔T03塔顶采出，F5进口物流21进入到T03再沸器F5进行换热，F5回塔物流20返回脱轻塔T03，循环物流22作为脱轻塔T03塔底采出返回到脱水塔T01中部进行循环。

本发明利用三塔变压精馏分离甲醇-乙醇-丁酮-苯-水体系回收丁酮的工艺路线主要包括以下步骤：

1）原料物流1进入脱水塔T01，脱水塔T01塔底得到含少量有机物的水3，塔顶得采出常压共沸物2；

2）常压共沸物2通过增压进入丁酮产品塔T02，压力的增加使得丁酮-水的共沸体系中水的含量增加，并且甲醇、乙醇、苯等与丁酮、水均生成最低共沸物。塔顶采出高压共沸物14，丁酮产品塔T02底部采出纯度较高的丁酮产品15。丁酮产品塔T02塔顶F3进口热物流9作为脱水塔T01热源；

3）高压共沸物14进入脱轻塔T03，在脱轻塔T03塔顶采出轻组分共沸物19，塔底得到该循环物流22，循环物流22进入脱水塔T01进行循环操作。

所述的脱水塔T01、丁酮产品塔T02、脱轻塔T03采用填料塔或板式塔，分离塔的塔顶部采用液体分布器对回流液体进行分布，如采用填料塔，则各段填料之间采用气液再分布器进行气体和液体再分布。

所述的脱水塔T01的理论板数为20～30块、操作压力在100～150kpa（绝压）、塔釜温度为100～112℃、塔顶温度在72～84℃、质量回流比在0.5～2；

所述的丁酮产品塔T02的理论板数为50～80块、操作压力在550～1500kpa（绝压）、塔釜温度为150～174℃、塔顶温度为135～162℃、质量回流比在2～10；

所述的脱轻塔T03的理论板数为40～60块、操作压力100～150kpa（绝压）、塔釜温度为66～77℃、塔顶温度为73～85℃、质量回流比在30～50。

本发明相较于现有的工艺条件具有以下优点：首先是解决了复杂体系分离回收丁酮的难题，并且得到较高纯度的丁酮，丁酮的质量纯度≥99.5%；其次是采用热集成工艺，最大限度的降低了能耗。

附图说明

图1为三塔变压精馏分离回收丁酮工艺流程图

其中：脱水塔-T01；丁酮产品塔-T02；脱轻塔-T03；T01冷凝器-F1；T03冷凝器-F2；T01再沸器-F3；T02再沸器-F4；T03再沸器-F5；T01回流罐-V1；T02回流罐-V2；T03回流罐-V3；原料-1；常压共沸物-2；水-3；F1进口物流-4；F1出口物流-5；F3回塔物流-6；T01底部出口物流-7；T01回流物流-8；F3进口热物流-9；T02回流物流-10；F4回塔物流-11；F4进口物流-12；V2的进口物流-13；高压共沸物-14；丁酮产品-15；F2进口物流-16；T03回流物流-17；F2出口物流-18；轻组分共沸物-19；F5回塔物流-20；F5进口物流-21；循环物流-22。

具体实施方式

下面结合附图和实施例具体地说明本发明，但是本发明不局限于附图和实施例。

实施例1：

表1原料组成

组分	含量wt%
		甲醇	1
乙醇	0.2
		丁酮	19
苯	0.2
		水	79.6

将原料1（原料组成如表1所示）以50kg/h送入脱水塔T01进行常压精馏操作，进料温度30℃，塔顶压力控制在100kpa（绝压），塔顶温度为72℃，塔釜温度为100℃，质量回流比控制在在2，T01顶部采出为常压共沸物2，通过增压将常压共沸物2打入丁酮产品塔T02，塔顶压力控制550kpa(绝压)，塔顶温度为135℃，塔釜温度为150℃，质量回流比控制在10，塔釜采出丁酮产品15，塔顶采出高压共沸物进入脱轻塔T03，塔顶压力为100kpa（绝压），塔顶温度为66℃，塔釜温度为73℃，质量回流比控制在50，在T03顶部采出轻组分共沸物19，塔釜采出循环物流22，循环物流22进入到脱水塔T01中循环操作。实施例1中各塔精馏的质量物流表见表2。

表2物流数据表

从表2中可以看出回收后丁酮的纯度≥99.6wt%，回收率达到≥90%。

为了对比热集成技术的能耗优势，将采用热集成技术与未采用的热集成技术进行比较并将结果列于表3

表3热集成技术能耗对比

从表3中可以看出，采用热集成技术可以节省冷凝器负荷44.8%，再沸器负荷节省42.2%

实施例2：

表4原料组成

组分	含量wt%
		甲醇	9

乙醇	0.5
		丁酮	29.5
苯	1
		水	60

将原料1（原料组成如表4所示）以75kg/h送入脱水塔T01进行常压操作，进料温度30℃，塔顶压力控制在120kpa（绝压），塔顶温度为77.2℃，塔釜温度为104.8℃，质量回流比控制在1，T01顶部采出为常压共沸物2，通过增压将常压共沸物2打入丁酮产品塔T02，塔顶压力控制1000kpa（绝压），塔顶温度为151℃，塔釜温度为173℃，质量回流比控制在5，塔釜采出丁酮产品15，塔顶采出高压共沸物进入脱轻塔T03，塔顶压力为120kpa（绝压），塔顶温度为70.9℃，塔釜温度为78.3℃，质量回流比控制在40，在T03顶部采出含有甲醇-乙醇-丁酮-苯-水的轻组分共沸物19，塔釜采出循环物流22，循环物流22返回到脱水塔T01中循环操作。实施例2中各塔精馏的质量物流表见表5。

表5物流数据表

从表5中可以看出回收后丁酮的纯度≥99.6wt%，回收率达到≥90%。

表6热集成技术能耗对比

从表6中可以看出，采用热集成技术可以节省冷凝器负荷22.31%，再沸器负荷节省21.89%。

实施例3：

表7原料组成

组分	含量wt%
		甲醇	8
乙醇	0.2
		丁酮	30
苯	0.3
		水	61.5

将原料1（原料组成如表4所示）以50kg/h送入脱水塔T01进行常压操作，进料温度30℃，塔顶压力控制在150kpa（绝压），塔顶温度为84℃，塔釜温度为112℃，质量回流比控制在0.5，T01顶部采出为常压共沸物2，通过增压将常压共沸物2打入丁酮产品塔T02，塔顶压力控制1500kpa（绝压），塔顶温度为162℃，塔釜温度为174℃，质量回流比控制在2，塔釜采出丁酮产品15，塔顶采出高压共沸物进入脱轻塔T03，塔顶压力为150kpa（绝压），塔顶温度为77℃，塔釜温度为85℃，质量回流比控制在30，在T03顶部采出含有甲醇-乙醇-丁酮-苯-水的轻组分共沸物19，塔釜采出循环物流22，循环物流22返回到脱水塔T01中循环操作。实施例2中各塔精馏的质量物流表见表8。

表8物流数据表

从表8中可以看出回收后丁酮的纯度≥99.6wt%，回收率达到≥91%。

表9热集成技术能耗对比

从表9中可以看出，采用热集成技术可以节省冷凝器负荷18.58%，再沸器负荷节省20.7%。

本发明提出了一种三塔变压精馏回收丁酮工艺，已通过较佳实施例子进行了描述，相关技术人员明显能在不脱离本发明内容、精神和范围内对本文所述的结构和技术方法进行改动或适当变更与组合，来实现本发明技术。特别需要指出的是，所有相类似的替换和改动对本领域技术人员来说是显而易见的，他们都被视为包括在本发明精神、范围和内容中。

Claims

1.一种三塔变压精馏热集成分离回收丁酮的装置，其特征是在脱水塔T01中部设置进料口，脱水塔T01塔顶出口与冷凝器F1入口通过管线相连，冷凝器F1出口通过管线与回流罐V1进口相连，回流罐V1的上部出口通过管线与脱水塔T01顶部相连组成回流，回流罐V1的下部出口与丁酮产品塔T02中部进料口相连，脱水塔T01底部出口通过管线与脱水塔T01再沸器F3冷物流入口相连，再沸器F3的返塔物流出口与脱水塔T01底部通过管线相连；丁酮产品塔T02塔顶出口与再沸器F3热物流进口相连，再沸器热物流出口与回流罐V2进口相连，回流罐V2的上部出口通过管线与丁酮产品塔T02顶部相连组成回流，回流罐V2的下部出口与脱轻塔T03中部进料口相连，丁酮产品塔T02底部出口通过管线与丁酮产品塔T02再沸器F4入口相连，再沸器F4的返塔物流出口与丁酮产品塔T02底部通过管线相连；脱轻塔T03塔顶出口与脱轻塔T03冷凝器F2入口通过管线相连，冷凝器F2出口通过管线与回流罐V3进口相连，脱轻塔T03底部出口通过管线与再沸器F5冷物流入口相连，再沸器F5的返塔物流出口与脱轻塔T03底部通过管线相连，再沸器F5的物流采出口通过管线与脱水塔T01中部进料口相连。

2.利用权利要求1的装置回收丁酮的方法，以甲醇-乙醇-丁酮-苯-水为原料，其特征包括如下顺序步骤：

（1）原料1通过脱水塔T01在常压下操作，塔顶采出常压共沸物2，塔底得到含少量有机物的水3；

（2）将步骤（1）T01脱水塔顶采出的常压共沸物2通过高压精馏塔在塔底得到高纯度的丁酮产品15，纯度≥99.5%；

（3）将步骤（2）丁酮产品塔T02塔顶得到的高压共沸物14通过脱轻塔T03操作，在T03塔顶采出该压力下的轻组分共沸物19，塔底循环物流22返回脱水塔T01循环操作。

3.根据权利要求2的方法，其特征在于脱水塔T01压力为常压，压力控制在100kpa～150kpa，塔顶温度在72～84℃、塔釜温度为100～112℃、质量回流比在0.5～2。

4.根据权利要求2的方法，其特征在于脱水塔T01的塔底采出的水3中的丁酮质量含量≤0.1%。

5.根据权利要求2的方法，其特征在于丁酮产品塔T02的操作压力在550～1500kpa，塔顶温度为150～174℃、塔釜温度为135～162℃、质量回流比在2～10。

6.根据权利要求2的方法，其特征在于脱轻塔T03的操作压力为常压，操作压力100～150kpa，塔顶温度为66～77℃、塔釜温度为73～85℃、质量回流比在30～50。

7.根据权利要求2的方法，其特征在于利用丁酮产品塔T02塔顶的F3进口热物流9直接进入脱水塔T01塔釜再沸器F3，利用丁酮产品塔T02塔顶9的潜热作为脱水塔T01的热源。