CN103814008B - 利用供能量结合蒸馏从反应器排放物中分离水并回收羧酸的装置及方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种在芳香族化合物进行氧化反应时，从反应器的排放物中分离反应生成物的水并回收在反应器内作为溶剂使用的羧酸的方法，更具体而言，涉及一种在芳香族化合物进行氧化反应时，从反应器的排放物中分离出反应生成物的水并回收在反应器内用作溶剂的羧酸的方法，在芳香族化合物进行氧化反应时，将从反应器排放的排放物流入至运转压力分别不同的两个以上的脱水塔，而使其中一个脱水塔的冷凝器起另外一个脱水塔的再沸器的作用，从而，显著减少能量的使用量。

Description

利用供能量结合蒸馏从反应器排放物中分离水并回收羧酸的装置及方法

技术领域

本发明涉及一种在芳香族化合物进行氧化反应时，利用供能量结合蒸馏（energydonatingcoupleddistillation）从反应器的排放物中分离水并回收羧酸的方法，更具体而言，涉及一种在芳香族化合物进行氧化反应时，以经济的方法从反应器的排放物中分离出水并回收羧酸的方法，为了在芳香族化合物进行氧化反应时从反应器的排放物中分离水并回收羧酸，使用运转压力分别不同的两个脱水塔，并使压力高侧的脱水塔的冷凝器起压力低侧的脱水塔的再沸器（reboiler）的作用，通过共用能量，能够显著降低现有在常规蒸馏或共沸蒸馏工艺中用于分离水和羧酸而使用的蒸汽的使用量。

背景技术

一般，芳香族化合物进行氧化反应时，进行放热反应，同时产生芳香族羧酸与水，所述芳香族羧酸一般为固体，因此，需注入溶剂以防在反应器内部以固体状态存在。由于芳香族羧酸易溶解于羧酸，因此，为了将反应生成物即芳香族氧化物保持为液相，向氧化反应器注入羧酸。在氧化反应后生成的气相及液相排放物中存在大量水与羧酸，因此，将通过氧化反应生成的水排放至系统外之后，将所述羧酸再次回收至氧化反应器，这种脱水工艺是必须的。

邻苯二甲酸（phthalicacid）化合物是芳香族羧酸的一种，邻苯二甲酸化合物的制造工艺包括氧化工艺及脱水工艺，氧化工艺中在钴、锰及溴等的催化剂的作用下，通过空气氧化芳香族化合物，脱水工艺中回收到反应器作为溶剂使用的羧酸的一种即醋酸。

通常，脱水塔将醋酸回收至下部而将水分离至上部，运转时将回收至下部的醋酸的浓度保持为90至95wt%。脱水塔下部的醋酸90至95wt%溶液在常压下的沸点为108至111℃，脱水塔上部的水在常压下的沸点为100℃，因此，设置两个以上脱水塔，运转时两个脱水塔的压力差为约1kg/cm2以下，由此，压力高侧的脱水塔的冷凝器可起压力低侧的脱水塔的再沸器的作用，所以，即便压力差小，也通过供应至一个脱水塔的再沸器的能量运转两个以上的脱水塔，从而，能使多效蒸发器（Multieffectevaporator）的原理降低能量。本发明着重于此点。

醋酸作为羧酸的一种，从水中分离醋酸的方法使用常规蒸馏（conventionaldistillation）、循环醋酸酯化合物或醇的共沸蒸馏（azeotropicdistillation）等，由于脱水塔内部的压力损失，蒸馏塔的下部温度上升至125至135℃，所以，用于再沸器的蒸馏的种类是中压蒸汽（3.0kg/cm²G至5kg/cm²G,143℃至158℃）。

为了提高醋酸的回收率，并减少废水处理费用，多使用中压蒸汽，以便在常规蒸馏时，将排放物中的醋酸浓度保持为0.5wt%，在共沸蒸馏时，将排放物中的醋酸浓度保持为0.01wt%。

图1是示出现有的通过常规蒸馏回收醋酸的方法的工艺图。

根据图1，现有通过常规蒸馏回收醋酸的装置包括脱水塔1、再沸器2、冷凝器3以及冷凝液罐4，向所述脱水塔1的内部流入醋酸浓度低的液相流（醋酸浓度40至70wt%）及醋酸浓度高的气相流（醋酸浓度70至88wt%），从所述脱水塔1的下部排放的醋酸中一部分醋酸（醋酸浓度88至95wt%）被排放至外部，剩下的部分醋酸通过再沸器2再次流入至脱水塔1，从所述脱水塔1的上部排放出来并通过所述冷凝器3经由选择性地设置的冷凝液罐4的冷凝液中，不凝气作为尾气（Ventgas）排放至外部，而一部分作为回流液再次流入到所述脱水塔1的内部。

如上所述，现有通过常规蒸馏进行脱水及回收醋酸时，每年生产500,000吨的邻苯二甲酸的工厂中，为了回收醋酸，在脱水塔使用的中压蒸汽量一小时达90至100吨。

图2是示出现有的通过共沸蒸馏回收醋酸的方法的工艺图。

参照图2简单进行说明，现有的利用共沸剂通过共沸蒸馏回收醋酸的装置，包括：脱水塔1，通过共沸蒸馏分离醋酸与水；冷凝器3，用于冷凝从所述脱水塔1的上部排放的气体；油水分离器4a，用于分离经由所述冷凝器3的液相有机物质（Organicphase）与水（Aquosephase）；再沸器2，用于向所述脱水塔1供应蒸汽；醋酸回收装置5，包括外部的共沸剂储藏槽（省略图示）；有机物回收工艺装置6、共沸剂回收工艺装置7、芳香族化合物回收工艺装置8选择性地被设置，有机物回收工艺装置6，用于从所述醋酸回收装置的水相流回收有机物；共沸剂回收工艺装置7，用于从所述醋酸回收装置的油相流回收共沸剂；以及芳香族化合物回收工艺装置8，用于从所述醋酸回收装置回收芳香族化合物。图2表示有关所述现有的通过共沸蒸馏回收醋酸的方法的详细工艺过程。

现有通过常规蒸馏回收醋酸时，每年生产500,000吨的邻苯二甲酸的工厂中，为了回收醋酸，在脱水塔使用的中压蒸汽的量一小时达60至70吨，进一步，若合计为了回收共沸剂而运转的蒸馏塔中使用的中压蒸汽量，则每小时达65至75吨。利用共沸剂回收醋酸的方法相较于常规蒸馏，将中压蒸汽的用量可减少约25至30%，但是，一部分共沸剂流失到氧化反应器而生成杂质，剩下部分共沸剂与废水一起排放，因此，不能彻底解决所述问题。

发明内容

本发明的第一目的在于，提供一种在芳香族化合物进行氧化反应时，可利用供能量结合蒸馏从反应器排放的排放物中分离出氧化反应时生成的水，并回收作为溶剂使用的羧酸的方法及装置，由此，与现有常规蒸馏工艺相比，能显著节约用于脱水塔的能量，而且，由于不使用共沸剂，因此，不需要用于储藏共沸剂的储藏槽，且不需要运转用于回收共沸剂的其他的蒸馏塔，也不会发生共沸剂流失问题。

本发明的第二目的在于，提供一种在芳香族化合物进行氧化反应时，可利用供能量结合蒸馏从反应器排放的排放物中分离氧化反应时生成的水，并回收作为溶剂使用的羧酸的方法及装置，在使用共沸剂的共沸蒸馏的情况，也由共用能量的两个脱水塔构成，从而能节约能量的使用量。

为达成所述目的，根据本发明的在芳香族化合物进行氧化反应时，利用供能量结合蒸馏从反应器排放的排放物中分离水，并回收羧酸的装置，其中，包括：第一脱水塔及第二脱水塔，共用两个能量；第一脱水塔冷凝器，设置于所述第一脱水塔的上部下游侧；第一脱水塔冷凝液罐、第一脱水塔冷凝液罐传送泵及第一脱水塔冷凝液真空泵，分别选择性地设置于所述第一脱水塔冷凝器的下游侧；第一脱水塔再沸器-第二脱水塔冷凝器（能量共用换热器），共同连接于所述第一脱水塔下部的下游侧及所述第二脱水塔上部的下游侧，分别进行再沸及冷凝；第二脱水塔冷却器及选择性地设置的第二脱水塔冷凝液罐，依次设置于所述第一脱水塔再沸器-第二脱水塔冷凝器（能量共用换热器）的下游侧；以及第二脱水塔再沸器，设置于所述第二脱水塔的下部下游侧。

根据本发明的第二实施例的在芳香族化合物进行氧化反应时，利用供能量结合蒸馏，从反应器排放的排放物中分离水，并回收羧酸的装置（包括共沸蒸馏情况），其中，包括：第一羧酸回收装置、第二羧酸回收装置、有机物回收工艺装置、共沸剂回收工艺装置以及芳香族化合物回收工艺装置，所述第一羧酸回收装置，具备：第一脱水塔，通过常规蒸馏分离包括羧酸的所有物流或浓度较低的液相流羧酸及水；第一冷凝器，用于冷凝从所述第一脱水塔的上部排放的气体；第一冷凝液罐，选择性地被设置，用于储藏经过所述第一冷凝器的冷凝液；第一再沸器（与共沸蒸馏塔即第二脱水塔上部的冷凝器共用能量），用于向所述第一脱水塔供应能量；第二羧酸回收装置，设置于所述第一羧酸回收装置的后方，具备：共沸蒸馏用第二脱水塔，选择性地流入由其他羧酸和水构成的物流，并流入从第一脱水塔排放的排放液；第二冷凝器，通过所述再沸器冷凝从所述第二脱水塔的上部排放的气体；油水分离器，设置于所述第二冷凝器的后尾；第二再沸器，用于向所述第二脱水塔供应能量，所述有机物回收工艺装置、所述共沸剂回收工艺装置以及所述芳香族化合物回收工艺装置被选择性地设置，所述有机物回收工艺装置用于从所述第二羧酸回收装置的水相流回收有机物；所述共沸剂回收工艺装置，从所述第二羧酸回收装置的油相流回收共沸剂；所述芳香族化合物回收工艺装置，从所述第二羧酸回收装置回收芳香族化合物。在所述第一羧酸回收装置的冷凝液罐，在下游一侧选择性地设置有真空泵用以排放尾气，在下游另一侧选择性地设置有传送泵用以将排放冷凝液流入至所述第二脱水塔。根据本发明的实施例，通常，所述有机物回收工艺装置、所述共沸剂回收工艺装置以及所述芳香族化合物回收工艺装置由现有的通过常规蒸馏回收醋酸的基本构成要素即蒸馏塔、再沸器、冷凝器、冷凝液罐构成。

根据本发明的第三实施例的在芳香族化合物进行氧化反应时，利用供能量结合蒸馏，从反应器排放的排放物中分离水，并回收羧酸的装置（包括抽取及共沸蒸馏情况），其中，包括：第一羧酸回收装置、第二羧酸回收装置、有机物回收工艺装置、共沸剂回收工艺装置、芳香族化合物回收工艺装置以及抽取工艺装置，所述第一羧酸回收装置，具备：第一脱水塔，通过常规蒸馏分离包含羧酸的所有物流或浓度较低的液相流羧酸和水；第一冷凝器，用于冷凝从所述第一脱水塔的上部排放的气体；第一冷凝液罐，选择性地被设置，用于储藏经过所述第一冷凝器的冷凝液；第一再沸器（与共沸蒸馏塔即第二脱水塔上部的冷凝器共用能量），用于向所述第一脱水塔供应能量，所述第二羧酸回收装置，设置于所述第一羧酸回收装置的后方，具备：共沸蒸馏用第二脱水塔，选择性地流入由其他羧酸和水构成的物流，并流入从抽取塔的上部排放的排放液；第二冷凝器，通过所述再沸器冷凝从所述第二脱水塔的上部排放的气体；油水分离器，设置于所述第二冷凝器的后尾；第二再沸器，用于向所述第二脱水塔供应能量，所述有机物回收工艺装置、所述共沸剂回收工艺装置以及所述芳香族化合物回收工艺装置被选择性地设置，所述有机物回收工艺装置用于从所述第二羧酸回收装置的水相流回收有机物；所述共沸剂回收工艺装置，从所述第二羧酸回收装置的油相流回收共沸剂；所述芳香族化合物回收工艺装置，从所述第二羧酸回收装置回收芳香族化合物，所述抽取工艺装置，从上部流入从所述第一羧酸回收装置的第一脱水塔的上部排放的含有低浓度醋酸的水，作为抽取剂使用从所述第二所述回收装置的第二脱水塔的上部排放的共沸剂并使之流入至下部，在上部侧将抽取剂+醋酸+水传送至所述第二脱水塔，将剩余下部侧的水选择性地传送至所述有机物回收工艺装置。所述第一羧酸回收装置的冷凝液罐，在下游一侧选择性地设置有真空泵用以排放尾气，在下游另一侧选择性地设置有传送泵用以将排放冷凝液流入至所述第二脱水塔。根据本发明的实施例，通常，所述有机物回收工艺装置、所述共沸剂回收工艺装置以及所述芳香族化合物回收工艺装置由现有的通过常规蒸馏回收醋酸的基本构成要素即蒸馏塔、再沸器、冷凝器、冷凝液罐构成，抽取工艺装置也由使用抽取剂的通常的抽取塔或驱动装置构成。

另外，根据本发明的第一实施例的在芳香族化合物进行氧化反应时，利用供能量结合蒸馏从反应器排放的排放物中分离水，并回收羧酸的方法，其中，包括：第一步骤，将经由各装置之后的所述排放物流入至以常压或被减压运转的第一脱水塔，然后，从所述第一脱水塔的上部排放水，而将一次浓缩的羧酸回收至所述第一脱水塔的下部；以及第二步骤，将从所述第一脱水塔的下部排放的被一次浓缩的羧酸流入至以常压或被加压运转的第二脱水塔的中间，并将最后被浓缩的羧酸回收至第二脱水塔的下部的步骤，此时，所述第二脱水塔的冷凝器起第一脱水塔的再沸器作用，从而，作为第一脱水塔的蒸馏能量只使用供应至第二脱水塔的再沸器的能量。

根据本发明的第二实施例的在芳香族化合物进行氧化反应时，利用供能量结合蒸馏从反应器排放的排放物中分离水，并回收羧酸的方法，其中，包括：第一步骤，将经由各装置之后的所述排放物流入至以常压或被减压运转的第一脱水塔，将被浓缩的羧酸回收至所述第一脱水塔的下部，而将残留有羧酸的水从所述第一脱水塔的上部排放；以及第二步骤，将从所述第一脱水塔的上部排放的水流入至以常压或被加压运转的第二脱水塔的中间，所述第二脱水塔为共沸蒸馏塔，并将羧酸回收至第二脱水塔的下部，利用共沸剂从第二脱水塔的上部排放最后分离的水，此时，所述第二脱水塔的冷凝器起第一脱水塔的再沸器作用，从而，作为第一脱水塔的蒸馏能量只使用供应至第二脱水塔的再沸器的能量。

根据本发明的第三实施例的在芳香族化合物进行氧化反应时，利用供能量结合蒸馏从反应器排放的排放物中分离水，并回收羧酸的方法，其中，包括：第一步骤，将经由各装置之后的所述排放物流入至以常压或被减压运转的第一脱水塔，将被浓缩的羧酸回收至所述第一脱水塔的下部，而将残留有羧酸的水从所述第一脱水塔的上部排放；以及第二步骤，将从所述第一脱水塔的上部排放的含有羧酸的水从上部流入至抽取塔的上部，并作为抽取剂，将从设置于第二脱水塔的上部下游侧的油水分离器排放的共沸剂回收至抽取塔的下部，并从抽取塔的下部排放去除羧酸的水，从抽取塔的上部抽取抽取剂+羧酸+水；以及第三步骤，将从所述抽取塔的上部抽取的抽取剂+羧酸+水流入至以常压或被加压运转的第二脱水塔的中间，所述第二脱水塔为共沸蒸馏塔，并将羧酸回收至第二脱水塔的下部，利用共沸剂从第二脱水塔的上部排放最后分离的水，此时，所述第二脱水塔的冷凝器起第一脱水塔的再沸器作用，从而，作为第一脱水塔的蒸馏能量只使用供应至第二脱水塔的再沸器的能量。

发明效果

如上所述，根据本发明的在芳香族化合物进行氧化反应时，利用供能量结合蒸馏从反应器排放的排放物中分离水，并回收羧酸的方法具有以下效果。

第一，连接两个以上共用能量的脱水塔而进行运转，因此与现有技术相比，能节约脱水及回收羧酸时所需的能量。

第二，减少一个以上的脱水塔的压力进行真空运转时，通过在脱水塔的下部设置使用低压蒸汽的再沸器，从而，可以使用在工艺中没有用处的低压蒸汽，因此，可以更加节约中压蒸汽的使用量。

第三，即便不使用共沸剂，也比以一个脱水塔运转的共沸蒸馏使用能量少，因此，与共沸蒸馏相比，更加节约能量，由于无需其他的共沸剂储藏槽，因此，也没有共沸剂流失的问题。

第四，即便进行共沸蒸馏，由于运转共用能量的两个以上的脱水塔，因此与以往相比，可以更加节约能量。

附图说明

图1是示出现有的使用一个脱水塔并利用常规蒸馏回收醋酸的方法的工艺图。

图2是示出现有的使用一个脱水塔并利用共沸蒸馏回收醋酸的方法的工艺图。

图3是示出利用根据本发明的第一实施例的共用能量的两个脱水塔从芳香族化合物的氧化反应器的排放物中分离水而回收羧酸（醋酸）的方法的工艺图。

图4是利用在根据本发明的第二实施例的共用能量的两个脱水塔从芳香族化合物的氧化反应器的排放物中分离水而回收羧酸（醋酸）的方法中包括共沸蒸馏的情况的工艺图。

图5是在所述图4的工艺图增加抽取工艺装置的图，是利用在根据本发明的第三实施例的共用能量的两个脱水塔从芳香族化合物的氧化反应器的排放物中分离水而回收羧酸（醋酸）的方法中包括共沸蒸馏的情况的工艺图。

图中：

1、11、21：脱水塔（蒸馏塔），2、15、16、22：再沸器，3、13、23：冷凝器，4、14、17、24：冷凝液罐，4a、24b：油水分离器，5：羧酸（醋酸）回收装置，6：有机物回收工艺装置，7：共沸剂回收工艺装置，8：芳香族化合物回收工艺装置，9：抽取工艺装置，18、28：传送泵，19、29：真空泵

具体实施方式

以下，参照附图及本发明的优选实施例进一步详细说明本发明。

分别参照实施例说明根据本发明的利用供能量结合蒸馏通过空气氧化芳香族化合物的一种即对二甲苯而生成芳香族羧酸的一种即邻苯二甲酸的工艺中分离反应中所生成的水，并回收在反应器中作为溶剂使用的羧酸的一种即醋酸的装置及方法。

作为参考，在制造邻苯二甲酸的工艺中，进行氧化反应时，在反应器内，利用钴、锰以及溴催化剂，通过空气氧化对二甲苯，此时产生的热使作为溶剂使用的醋酸和反应时产生的水与空气中的氮等气体一起以高温气体状态进行排放，此时，一部分醋酸和水与邻苯二甲酸一起以液体状态进行排放，从该排放物中分离水并回收醋酸时，若使用运转压力不同的两个以上的脱水塔，则从先行脱水塔再沸器向后行的脱水塔冷凝器供应所需的能量，从而，通过多效蒸发器（Multieffectevaporator）的效果可以减少中压蒸汽的使用量，本发明着重于这一点完成了本发明。

图3是示出利用据本发明的第一实施例的共用能量的两个脱水塔从芳香族化合物的氧化反应器的排放物中分离水并回收羧酸（醋酸）的方法的工艺图。

如图3所示，利用共用两个能量的脱水塔制造邻苯二甲酸时，从由反应器排放的气体及液体去除水并回收醋酸的装置，包括：第一脱水塔11a及第二脱水塔11b，共用两个能量；第一脱水塔冷凝器13，设置于所述第一脱水塔11a的上部下游侧；第一脱水塔冷凝液罐14、第一脱水塔冷凝液罐传送泵18及第一脱水塔冷凝液真空泵19，分别选择性地设置于所述第一脱水塔冷凝器13的下游侧；第一脱水塔再沸器-第二脱水塔冷凝器（能量共用换热器）15，共同连接于所述第一脱水塔11a下部的下游侧及所述第二脱水塔11b上部的下游侧，分别再沸及冷凝排放物；第二脱水塔冷却器12及选择性地设置的第二脱水塔冷凝液罐17，依次设置于所述第一脱水塔再沸器-第二脱水塔冷凝器（能量共用换热器）15的下游侧；以及第二脱水塔再沸器16，设置于所述第二脱水塔11b下部的下游侧。

通过如所述构成的装置，在芳香族化合物进行氧化反应时，可从由反应器排放的排放物中分离水而回收羧酸。

在芳香族化合物进行氧化反应时，从由反应器排放的排放物中分离水并回收羧酸的方法，将经由各装置之后的所述排放物流入至以常压或被减压运转的第一脱水塔，从所述第一脱水塔的上部排放水，而将被一次浓缩的羧酸回收至所述第一脱水塔的下部（第一步骤），将从所述第一脱水塔的下部排放的被第一次浓缩的羧酸流入至以常压或被加压运转的第二脱水塔的中间，并将最终被浓缩的羧酸回收至第二脱水塔的下部（第二步骤），此时，所述第二脱水塔的冷凝器起第一脱水塔的再沸器作用，从而，作为第一脱水塔的蒸馏能量只使用供应至第二脱水塔的再沸器的能量。

根据情况，可将被浓缩的羧酸回收至第一脱水塔的下部，从第一脱水塔的上部排放含有羧酸的水，然后，将其流入至第二脱水塔，从而将被浓缩的羧酸也回收至第二脱水塔的下部，也可以从第二脱水塔的上部排放最后精制的水。即，颠倒所述第一步骤和第二步骤的流程，在第一步骤，所述排放物经过所述各装置之后，流入至以常压或被减压运转的第一脱水塔，而将被浓缩的羧酸回收至所述第一脱水塔的下部，并将含有羧酸的水从所述第一脱水塔的上部排放，在第二步骤，将从所述第一脱水塔的上部排放的含有羧酸的水流入至以常压或加压运转的第二脱水塔，可将被浓缩的羧酸回收至第二脱水塔的下部。

具体说明通过本发明的第一实施例的装置，在芳香族化合物进行氧化反应时，利用供能量结合蒸馏从反应器的排放物中分离水并回收醋酸的方法，在经过各工艺的反应器排放物中，将包含乙酸的所有物流或醋酸的浓度为约40至70wt%的比较低的液相流A1、B1流入至第一脱水塔11a，并在第一脱水塔11a的上部分离水（M1），将第一次浓缩的醋酸从所述第一脱水塔11a的下部排放（R1）。被一次浓缩而从第一脱水塔11a的下部排放的醋酸的浓度为60至80wt%。在经过各工艺的反应器排放物中，将浓度较高的70至88wt%的气相流C1选择性地流入至第二脱水塔11b，被一次浓缩后从所述第一脱水塔下部排放的醋酸流入至第二脱水塔（D1）。此时，在第二脱水塔11b的再沸器16使用蒸汽，第二脱水塔11b的冷凝器15起第一脱水塔11a的再沸器作用。回收至第二脱水塔11b的下部的醋酸的浓度为90至95wt%，分离至第一脱水塔11a和第二脱水塔11b的上部的水中醋酸浓度为0.1至0.5wt%。分离至第一脱水塔11a的上部的水和分离至第二脱水塔11b的上部的水可分别使用冷凝液罐，也将水汇集在第二脱水塔11b的冷凝液罐17后进行使用。

所述第一脱水塔11a优选在压力-0.8至0.8kg/cm²G下进行运转，更优选为-0.8至-0.5kg/cm²G。第二脱水塔11b优选在压力0.1～1.7kg/cm²G下运转，使得保持冷凝器15起第一脱水塔11a的再沸器的作用的温度，更优选为0.1至0.4kg/cm²G。

若第一脱水塔11a的压力过低，则由于在上部使用的冷凝水被限制，因此，第一脱水塔难以运转，若第一脱水塔11a的压力过高，则需要将第二脱水塔11b的压力保持更高，因此，第二脱水塔11b的下部温度变高而需使用高价的高压蒸汽。

由于第一脱水塔11a的温度低，因此在第一脱水塔的周边进一步设置再沸器，并供应工艺内不使用的低压蒸汽或真空蒸汽，则可以更加减少被供应至第二脱水塔11b的中压蒸汽的使用量。

第二脱水塔11b的运转压力需保持适合向第一脱水塔11a传送能量的程度。

若脱水塔设置三个以上，则能更加减少能量，但投资费用增加，且随着数量增加，节能效率也降低，所以脱水塔优选为2至3个。

通过根据本发明的第一实施例的方法，将属于芳香族化合物的一种的二甲苯在氧化反应器内通过空气进行氧化而制造芳香族羧酸的一种的邻苯二甲酸的工艺中，分离通过氧化反应生成的水，并回收作为溶剂使用的羧酸的一种即醋酸时，包括：将包含经过各工艺的羧酸的所有物流或醋酸的浓度较低的液相流流入至以常压或被减压运转的第一脱水塔，并从上部排放水，并从所述第一脱水塔11a的下部排放一次浓缩的醋酸的步骤；将一次浓缩后从第一脱水塔的下部排放的醋酸流入至第二脱水塔的中间，从上部分离水，然后，将最后被浓缩的醋酸回收至下部的步骤，将所述第二脱水塔的冷凝器作为第一脱水塔的再沸器使用，从而，与现有的利用常规蒸馏并具有90层托盘的脱水塔每年生产500,000吨的邻苯二甲酸时，用于脱水塔的中压蒸汽每小时需要90至100吨的情况相比，本发明作为第二脱水塔使用现有脱水塔，第一脱水塔使用60层托盘时，每小时中压蒸汽的使用量为55至65吨。将两个脱水塔的层数加起来形成150层（90+60）的脱水塔时每小时中压蒸汽使用量为80至90吨，以及共沸蒸馏时，在脱水塔及共沸剂回收工艺中使用的中压蒸汽使用量为每小时65至75吨，与上述情况相比，本发明的中压蒸汽使用量非常少。减压第一脱水塔，或者从第一脱水塔向第二脱水塔传送液体（水）所需的能量对应于每小时中压蒸汽1吨以下的使用量，因此，与脱水塔能量使用减少量相比非常少量。

运转一个共沸蒸馏塔时，与运转一个脱水塔的常规蒸馏相比耗费70至75%的能量，两个脱水塔共用能量进行运转时，与运转一个脱水塔的常规蒸馏相比，只需要60至65%的能量。

根据各物流的醋酸浓度及温度选择包含流入至第一脱水塔和第二脱水塔的醋酸的物流，使得供应至第二脱水塔的能量与第二脱水塔所需的能量最少且保持均衡。

图4是利用在根据本发明的第二实施例的共用能量的两个脱水塔从芳香族化合物的氧化反应器的排放物中分离水而回收羧酸（醋酸）的方法中包括共沸蒸馏的情况的工艺图。

如图4所示，在制造邻苯二甲酸时，利用包括共沸蒸馏而共用两个能量的脱水塔，从反应器排放的气体以及液体中去除水，并回收醋酸的装置，包括第一醋酸回收装置5a、第二醋酸回收装置5b、有机物回收工艺装置6、共沸剂回收工艺装置7以及芳香族化合物回收工艺装置8，第一醋酸回收装置5a，具备：第一脱水塔21a，通过常规蒸馏分离包括醋酸的所有物流或浓度较低的液相流醋酸以及水；第一冷凝器23a，用于冷凝从所述第一脱水塔21a的上部排放的气体；第一冷凝液罐，选择性地被设置，用于储藏经过所述第一冷凝器23a的冷凝液；第一再沸器22a（与后述的共沸蒸馏塔即第二脱水塔21b上部的冷凝器共用能量），用于向所述第一脱水塔21a供应能量，第二醋酸回收装置5b，设置于所述第一醋酸回收装置5a的后方，具备：共沸蒸馏用第二脱水塔21b，选择性地流入醋酸浓度较高的气相流，并流入从所述第一脱水塔21a排放的排放液；第二冷凝器23b，通过所述第一再沸器22a冷凝从所述第二脱水塔21b的上部排放的气体；油水分离器24a，设置于所述第二冷凝器23b的后尾；第二再沸器22b，用于向所述第二脱水塔供应能量，所述有机物回收工艺装置6、所述共沸剂回收工艺装置7以及所述芳香族化合物回收工艺装置8被选择性地设置，所述有机物回收工艺装置6用于从所述第二醋酸回收装置5b的水相流回收有机物；所述共沸剂回收工艺装置7，从所述第二醋酸回收装置的油相流回收共沸剂；所述芳香族化合物回收工艺装置8，从所述第二醋酸回收装置5b回收芳香族化合物。根据本发明的实施例，所述第一醋酸回收装置5a的冷凝液罐24，在下游一侧选择性地设置有真空泵29而排放尾气，在下游另一侧选择性地设置有传送泵28，而将排放冷凝液流入至所述第二脱水塔21b。根据本发明的实施例，通常，所述有机物回收工艺装置6、所述共沸剂回收工艺装置7以及所述芳香族化合物回收工艺装置8由现有的通过常规蒸馏回收醋酸的基本构成要素即蒸馏塔、再沸器、冷凝器、冷凝液罐构成。

通过如上所述构成的装置，在芳香族化合物进行氧化反应时，可通过供能量结合蒸馏从反应器排放的排放物中分离水并回收羧酸。

所述以常压或加压状态下运行的第二脱水塔由共沸蒸馏塔构成时，在芳香族化合物进行氧化反应时，从反应器排放的排放物中分离水而回收羧酸的方法，将经由各装置之后的所述排放物流入至以常压或被减压运转的第一脱水塔，并将被浓缩的羧酸回收至所述第一脱水塔的下部，从所述第一脱水塔的上部排放残留有羧酸的水（第一步骤），将从所述第一脱水塔的上部排放的水流入至以常压或被加压运转的第二脱水塔的中间，并使羧酸回收至第二脱水塔的下部，然后从所述第二脱水塔的上部排放最后分离的水（第二步骤），此时，所述第二脱水塔由共沸蒸馏塔构成，所述第二脱水塔的冷凝器起第一脱水塔的再沸器作用，从而，作为第一脱水塔的蒸馏能量只使用供应至第二脱水塔的再沸器的能量。

根据情况，可从所述第一脱水塔的上部排放精制的水，并从第一脱水塔的下部排放一次浓缩的羧酸，并使其流入至第二脱水塔，将最后被浓缩的羧酸回收至第二脱水塔的下部，从第二脱水塔的上部也能排放精制的水。即，颠倒所述第一步骤和第二步骤的流程，在第一步骤，所述排放物经过所述工艺内的各装置之后，流入至以常压或被减压运转的第一脱水塔，而从所述第一脱水塔的上部排放精制水，从所述第一脱水塔的下部排放一次浓缩的羧酸，在第二步骤，将从所述第一脱水塔的下部排放的一次浓缩的羧酸流入至以常压或被加压运转的第二脱水塔的中间，并将最后浓缩的羧酸回收至第二脱水塔的下部，然后从所述第二脱水塔的上部排放精制的水，其中，所述第二脱水塔由共沸蒸馏塔构成。

作为如所述的本发明的第二实施例，第二脱水塔21b利用共沸蒸馏时，如图4所示，利用共用两个能量的脱水塔制造邻苯二甲酸时，从反应器排放的气体及液体中去除水，并回收醋酸的方法，在经过各工艺的反应器排放物中，将包含醋酸的所有物流或醋酸的浓度较低为40至70wt%的液相流A2、B2流入至第一脱水塔21a，并将醋酸回收至第一脱水塔的下部（O2），从第一脱水塔的上部排放一次去除醋酸的水（Q2）。从第一脱水塔的上部排放的一次去除醋酸的水中，醋酸的浓度为20至60wt%。在经过各工艺的反应器排放物中，将浓度较高为70至88wt%的气相流C2选择性地流入至第二脱水塔21b，将从所述第一脱水塔21a的上部排放的一次去除醋酸的水流入至第二脱水塔（21b）（S2）。此时，在第二脱水塔21b的再沸器22b使用蒸汽，第二脱水塔21b的冷凝器23b起第一脱水塔的再沸器作用。回收至第二脱水塔21b的下部的醋酸浓度为90至95wt%，分离至第一脱水塔21b的上部的水中醋酸浓度为0.01至0.05wt%，优选为0.005至0.03wt%。此时，将第一脱水塔的上流作为第一脱水塔的回流，第二脱水塔的上流作为第二脱水塔的回流使用即可，但是，由于在第二脱水塔上部的水中的醋酸浓度低，因此也可以用作第一脱水塔的回流。如上所述，第二脱水塔21b中回流共沸剂。

所述第一脱水塔21a优选在压力-0.8至0.8kg/cm²G下进行运转，更优选为-0.8至-0.5kg/cm²G。第二脱水塔21b优选在压力0.1至1.7kg/cm²G下运转，使得保持冷凝器起第一脱水塔的再沸器的作用的温度，更优选为0.1至0.4kg/cm²G。

若第一脱水塔21a的压力过低，则由于在上部使用的冷凝水被限制，因此，第一脱水塔难以运转，若第一脱水塔21a的压力过高，则需要将第二脱水塔21b的压力保持更高，因此，第二脱水塔21b的下部温度变高而需使用高价的高压蒸汽。由于第一脱水塔21a的温度低，因此进一步设置第一脱水塔21a的再沸器而供应工艺内不使用的低压蒸汽或真空蒸汽，则可以更加减少被供应至第二脱水塔21b的中压蒸汽的使用量。

第二脱水塔21b的运转压力只要保持向第一脱水塔21a的下部传递能量的程度即可。

若脱水塔设置三个以上，则能更加减少能量，但投资费用增加，且随着数量增加，节能效率也降低，所以脱水塔优选为2至3个。

使用于第二脱水塔的共沸剂为乙酰醋酸盐、醋酸丙酯、醋酸丁酯等醋酸酯化合物、或者丁醇等醇类化合物、或者二甲苯等芳香族化合物、或者适当混合所述化合物的混合物。

根据各物流的醋酸浓度及温度选择包含流入至第一脱水塔及第二脱水塔的醋酸的物流，使得供应至第二脱水塔的能量与第一脱水塔所需的能量最少且保持均衡。

图5是利用在根据本发明的第三实施例的共用能量的两个脱水塔从芳香族化合物的氧化反应器的排放物中分离水而回收羧酸（醋酸）的方法中包括共沸蒸馏的情况的工艺图。

图5是利用在根据本发明的第三实施例的共用能量的两个脱水塔从芳香族化合物的氧化反应器的排放物中分离水而回收羧酸（醋酸）的方法中包括抽取及共沸蒸馏的情况的工艺图，是在图4结构（第二实施例）附加抽取工艺装置9的图，由于大部分条件及说明相同，因此省略具体说明，此处，仅说明附加部分。

如图5所示，包含根据本发明的第三实施例的共沸蒸馏，在制造邻苯二甲酸时，利用共用两个能量的脱水塔从反应器排放的气体及液体去除水并回收醋酸的装置，在所述图4结构（第二实施例）进一步包括抽取工艺装置9，该装置从上部流入从所述第一羧酸回收装置5a的第一脱水塔21a的上部排放的含有低浓度醋酸的水，作为抽取剂使用从所述第二所述回收装置的第二脱水塔21b的上部排放的共沸剂并使之流入到下部，在上部侧将抽取剂+醋酸+水传送至所述第二脱水塔21b，将剩余下部侧的水传送至所述有机物回收工艺装置6。

在芳香族化合物进行氧化反应时，利用供能量结合蒸馏，从反应器排放的排放物中分离水，并回收羧酸的装置，包括第一羧酸回收装置5a、第二羧酸回收装置5b、有机物回收工艺装置6、共沸剂回收工艺装置7、芳香族化合物回收工艺装置8以及抽取工艺装置9，所述第一羧酸回收装置5a，具备：第一脱水塔，通过常规蒸馏分离羧酸和水；第一冷凝器，用于冷凝从所述第一脱水塔的上部排放的气体；第一冷凝液罐，选择性地被设置，用于储藏经过所述第一冷凝器的冷凝液；第一再沸器（与后述的共沸蒸馏塔即第二脱水塔上部的冷凝器共用能量），用于向所述第一脱水塔供应能量，第二羧酸回收装置5b，设置于所述第一羧酸回收装置的后方，具备：共沸蒸馏用第二脱水塔，选择性地流入由其他羧酸和水构成的物流，并流入从抽取塔排放的排放液；第二冷凝器23b，通过所述再沸器冷凝从所述第二脱水塔的上部排放的气体；油水分离器，设置于所述第二冷凝器23b的后尾；第二再沸器，用于向所述第二脱水塔供应能量，所述有机物回收工艺装置6、所述共沸剂回收工艺装置7以及所述芳香族化合物回收工艺装置8被选择性地设置，所述有机物回收工艺装置6用于从所述第二羧酸回收装置的水相流回收有机物；所述共沸剂回收工艺装置7，从所述第二羧酸回收装置的油相流回收共沸剂；所述芳香族化合物回收工艺装置8，从所述第二羧酸回收装置回收芳香族化合物，所述抽取工艺装置9，从上部流入从所述第一羧酸回收装置的第一脱水塔的上部排放的含有低浓度醋酸的水，作为抽取剂使用从所述第二所述回收装置的第二脱水塔的上部排放的共沸剂并使之流入到下部，在上部侧将抽取剂+醋酸+水传送至所述第二脱水塔，将剩余下部侧的水传送至所述有机物回收工艺装置。

根据本发明的实施例，所述第一醋酸回收装置5a的冷凝液罐24，在下游一侧选择性地设置有真空泵29用以排放尾气，在下游另一侧选择性地设置有传送泵28用以将排放冷凝液流入至所述第二脱水塔21b。通常，所述有机物回收工艺装置6、所述共沸剂回收工艺装置7以及所述芳香族化合物回收工艺装置8由现有的通过常规蒸馏回收醋酸的基本构成要素即蒸馏塔、再沸器、冷凝器、冷凝液罐构成，抽取工艺装置9也由使用抽取剂的通常的抽取塔构成。

通过如所述构成的装置，在芳香族化合物进行氧化反应时，可以利用供能量结合蒸馏从反应器排放的排放物中有效分离水并回收羧酸。

在所述常压或被加压状态运转的第二脱水塔由共沸蒸馏塔构成时，在芳香族化合物进行氧化反应时，利用供能量结合蒸馏从反应器排放的排放物中分离水并回收羧酸的方法，包括：第一步骤，将经过各装置后的所述排放物流入至以减压或常压下运转的第一脱水塔，并从所述第一脱水塔的下部回收被浓缩的羧酸，从所述第一脱水塔的上部排放残留有羧酸的水；第二步骤，将含有从所述第一脱水塔的上部排放的羧酸的水从上部流入至抽取塔，作为抽取剂将从设置于第二脱水塔上部的下游侧的油水分离器排放的共沸剂流入至抽取塔的下部，而从抽取塔的下部排放已去除羧酸的水，并从抽取塔的上部抽取抽取剂+羧酸+水；以及第三步骤，将从所述抽取塔的上部排放的抽取剂+羧酸+水流入至以常压或加压运转的第二脱水塔的中间，将羧酸回收至第二脱水塔的下部，并利用共沸剂从第二脱水塔的上部排放最后分离的水，其中，第二脱水塔由共沸蒸馏塔而构成，所述第二脱水塔的冷凝器起第一脱水塔的再沸器的作用，从而，可作为第一脱水塔的蒸馏能量只使用供应至第二脱水塔的再沸器的能量。

根据所述第三实施例的方法，除所述第二实施例的步骤之外，进一步包括抽取工艺，通过所述第二脱水塔的冷凝器起第一脱水塔的再沸器作用，可作为第一脱水塔的蒸馏能量只使用供应至第二脱水塔的再沸器的能量。

具体说明所述抽取工艺如下：首先，在所述第一脱水塔21a的下部回收去除水的醋酸（醋酸浓度：90至95%），从上部排放醋酸的浓度为15至50%的水（此时，若醋酸的浓度过低，不能只通过来自第二脱水塔21b的能量运转第一脱水塔21a，因此需要另外供应能量，若醋酸浓度过高，在抽取塔难以选择抽取剂），使从所述第一脱水塔的上部排放的水流入至抽取塔的上部，作为抽取剂使用从所述第二脱水塔选择性地排放的共沸剂，而从抽取塔的下部排放去除醋酸的水，从抽取塔的上部朝所述第二脱水塔21b排放含有醋酸和一些水的抽取剂（优选作为抽取塔的抽取剂使用在第二脱水塔使用的共沸剂，但是，根据工厂的特性可使用其他的抽取剂）。

如上所述，从所述抽取塔的上部排放的抽取剂+醋酸+水传送至第二脱水塔，并将醋酸（90至95%）回收至第二脱水塔的下部，从所述第二脱水塔的上部排放气体状态的水+共沸剂，气体状态的水+共沸剂经过作为第一脱水塔的再沸器使用的第二脱水塔的一次冷凝器（能量换热器）22a传送至第二再沸器22b，从抽取塔的下部排放的水中醋酸的浓度为100至500wt.ppm，由于抽取剂的含量为0.1至5wt%，因此，传送至从水相流回收有机物的蒸馏工艺，回收有机物之后，作为废水排放。

根据图5说明的本发明的第三实施例的各工艺条件与根据图4说明的本发明的第二实施例的各工艺条件相同。

综上所述，根据本发明的在芳香族化合物进行氧化反应时，利用供能量结合蒸馏从反应器排放的排放物中分离水并回收羧酸的方法，构成两个以上运转压力不同的脱水塔，其中一个以上的冷凝器起另一个脱水塔的再沸器作用，所述两个以上的脱水塔可构成为利用常规蒸馏的蒸馏塔，所述两个以上的脱水塔中的一个以上可构成为共沸蒸馏塔，作为向所述两个以上的脱水塔中的一个以上脱水塔再沸器供应的热源可以使用真空蒸汽或低压蒸汽。

如上所述，虽通过限定的实施例（回收醋酸）及附图说明了本发明，但是，本发明并不局限于此，本发明所属领域的技术人员可在本发明的技术思想及权利要求范围的均等范围内进行各种修改及变形。

Claims (3)

1.一种在制造邻苯二甲酸化合物的工艺中，从氧化反应时在反应器排放的排放物中分离水，并回收醋酸的方法，其中，包括：

第一步骤，将所述排放物流入至以常压或被减压运转的第一脱水塔，然后，从所述第一脱水塔的上部排放水，并将一次浓缩的醋酸回收至所述第一脱水塔的下部；以及

第二步骤，将从所述第一脱水塔的下部排放的一次浓缩的醋酸流入至以常压或被加压运转的第二脱水塔的中间，并将最后被浓缩的醋酸回收至第二脱水塔的下部的步骤，

所述第一脱水塔的运转压力为-0.8至-0.5kg/cm²G，第二脱水塔的运转压力为0.1～1.7kg/cm²G，利用运转压力互不相同的两个脱水塔，第二脱水塔的冷凝器起第一脱水塔的再沸器作用，从而作为第一脱水塔的蒸馏能量只使用供应至所述第二脱水塔的能量。

2.一种在制造邻苯二甲酸化合物的工艺中，从氧化反应时在反应器排放的排放物中分离水，并回收醋酸的方法，其中，包括：

第一步骤，将所述排放物流入至以常压或被减压运转的第一脱水塔，将被浓缩的醋酸回收至所述第一脱水塔的下部，而将残留有醋酸的水从所述第一脱水塔的上部排放；以及

第二步骤，将从所述第一脱水塔的上部排放的水流入至以常压或被加压运转的第二脱水塔的中间，所述第二脱水塔为共沸蒸馏塔，并将醋酸回收至第二脱水塔的下部，利用共沸剂从第二脱水塔的上部排放最后分离的水，

所述第一脱水塔的运转压力为-0.8至-0.5kg/cm²G，第二脱水塔的运转压力为0.1～1.7kg/cm²G，利用运转压力互不相同的两个脱水塔，第二脱水塔的冷凝器起第一脱水塔的再沸器作用，从而，作为第一脱水塔的蒸馏能量只使用供应至所述第二脱水塔的能量。

3.一种在制造邻苯二甲酸化合物的工艺中，从进行氧化反应在反应器排放的排放物中分离水，并回收醋酸的方法，其中，包括：

第一步骤，将所述排放物流入至以常压或被减压运转的第一脱水塔，将被浓缩的醋酸回收至所述第一脱水塔的下部，而将残留有醋酸的水从所述第一脱水塔的上部排放；以及

第二步骤，将从所述第一脱水塔的上部排放的含有醋酸的水从上部流入至抽取塔，并作为抽取剂，将从设置于第二脱水塔的上部下游侧的油水分离器排放的共沸剂流入至抽取塔的下部，并从抽取塔的下部排放去除醋酸的水，从抽取塔的上部抽取抽取剂、醋酸及水；以及

第三步骤，将从所述抽取塔的上部抽取的抽取剂、醋酸及水流入至以常压或被加压运转的第二脱水塔的中间，所述第二脱水塔为共沸蒸馏塔，并将醋酸回收至第二脱水塔的下部，利用共沸剂从第二脱水塔的上部排放最后分离的水，

所述第一脱水塔的运转压力为-0.8至-0.5kg/cm²G，第二脱水塔的运转压力为0.1～1.7kg/cm²G，利用运转压力互不相同的两个脱水塔，第二脱水塔的冷凝器起第一脱水塔的再沸器作用，从而，作为第一脱水塔的蒸馏能量只使用供应至所述第二脱水塔的能量。