CN103848733B - 芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺，其步骤包括：(A)由包含有全冷凝器、再沸器以及多个平衡板的第一共沸蒸馏塔将非均相产物由进料平衡板引入；(B)将该塔顶产物引入分相槽内；(C)将分相槽内10%至95%的水相液体及有机相液体回流到第一共沸蒸馏塔内，其余水相液体流入包含有全冷凝器、再沸器以及多个平衡板的第二共沸蒸馏塔，将大部分水由第二共沸蒸馏塔塔底流出，塔顶得到乙酸甲酯、少量水与对位二甲苯；(D)再由第一共沸蒸馏塔的多个平衡板之间作引流进入分相槽内作为第一共沸蒸馏塔的挟带剂。本发明可使工艺减少一共沸蒸馏塔及使工艺成分较少，将第一共沸蒸馏塔侧流所回收的PX直接供应作为挟带剂，减少工艺自由度及再沸器能耗与挟带剂费用。
Description
技术领域
本发明有关一种脱水工艺，特别指一种能在乙酸脱水工艺中以脱水率高且已存在非匀相共沸蒸馏塔塔内的对位二甲苯作为挟带剂的芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺。
背景技术
敬请参阅图1所示，为已知乙酸脱水工艺的流程图，按已知许多使用不同挟带剂的乙酸脱水工艺，如Othmer(1941)使用乙酸正丙酯当挟带剂，将乙酸与水分离；如Tanaka和Yamada(1972)使用乙酸丁酯及乙酸乙酯作为分离的挟带剂；如Siirola(1995)应用共沸蒸馏程序，使用乙酸乙酯当挟带剂；如Wasylkiewicz(2000)利用蒸馏边界、蒸余曲线等原理，对乙酸脱水的程序作一分析，所使用的挟带剂为乙酸丁酯，并利用这些原理来预估共沸蒸馏所选择的挟带剂是否可行；如Chien(2004)利用AspenPlus进行乙酸脱水的计算模拟，分析三种挟带剂对工艺的影响，三种挟带剂分别为乙酸乙酯、乙酸正丁酯与乙酸异丁酯(iso-butylacetate，IBA)，分析其在蒸馏塔中纯化的效能以及所耗费的成本，得到的结果以乙酸异丁酯(iso-butylacetate，IBA)为最佳。
从已知文献可以发现，大部分乙酸脱水工艺都是以乙酸酯当作挟带剂，如乙酸甲酯(methylacetate，MA)、乙酸乙酯、乙酸正丁酯或乙酸异丁酯，但以乙酸酯为挟带剂会有几项缺点：(1)乙酸酯为外加成分，会增加工艺的成本与系统的自由度，导致操作或是热力学计算较为复杂；(2)在乙酸脱水工艺中进料所含的微量不纯物：对位二甲苯(p-xylene，PX)，会不断累积在塔内，必须设置侧流(sidedraw)将之排出，而在对位二甲苯(p-xylene，PX)排出的同时也会将挟带剂排出，造成挟带剂的浪费。
已知乙酸脱水工艺以乙酸异丁酯(IBA)为挟带剂，根据Wang等人(2008)所发表的论文设计已知乙酸脱水工艺，此工艺主要由三个共沸蒸馏塔所构成，如图1所示的第一共沸蒸馏塔100’(C1’)、第二共沸蒸馏塔200’(C2’)、第三共沸蒸馏塔300’(C3’)，该非匀相第一共沸蒸馏塔100’(C1’)，包含全冷凝器与再沸器共45个平衡板。操作压力为1大气压(1atm)，总压降假设为0.273大气压。
该进料物流1’(Stream1)包含水(H2O)、乙酸(HAc)及少量的乙酸甲酯(MA)、对位二甲苯(PX)，在70.0℃与1大气压(1atm)情况下，由第9平衡板进入第一共沸蒸馏塔100’(C1’)，而该水(H2O)与乙酸(HAc)流量皆为1000kmol/hr，乙酸甲酯(MA)与对位二甲苯(PX)流量分别为30kmol/hr与0.29kmol/hr，而其由第8平衡板作侧引流为物流6’(Stream6)，而第一共沸蒸馏塔100’(C1’)的塔底产物为物流3’(Stream3)。
挟带剂为乙酸异丁酯(IBA)，加入分相槽400(decanter)，该分相槽400’的温度为35℃，分相槽400’的有机相液体全回流至第一共沸蒸馏塔100’(C1’)，因挟带剂乙酸异丁酯(IBA)会随着水相液体、侧流以及塔底产物流出而流失，所以除了回收所得的乙酸异丁酯(IBA)外，还需要以0.446kmol/hr的流量于物流5’(Stream5)补充乙酸异丁酯(IBA)。
又因为乙酸异丁酯(IBA)会与水(H2O)在第一共沸蒸馏塔100(C1’)的塔顶会产生最小共沸物，经冷凝后，流进分相槽400’，使分相槽400’的液体自然分为有机相液体及水相液体，由于有机相液体内含有许多的乙酸异丁酯(IBA)，所以将有机相液体由物流2’(Stream2)全回流至第一共沸蒸馏塔100’(C1’)的乙酸脱水塔。水相液体则全部流入后半段的工艺再进行分离，水相液体所损失的乙酸(HAc)规范需低于0.025mol%，该第一共沸蒸馏塔100’(C1’)的塔底则分离出高纯度(99.5mol%)的乙酸(HAc)。
由于对位二甲苯(PX)会在塔顶蒸出，经冷凝后由分相槽400’的有机相液体回流，将逐渐累积在塔内形成不稳定的蒸馏状态，为了避免对位二甲苯(PX)在塔内累积，一般工厂解决的方式为间隔一段时间，以批次方式由塔侧抽取出累积的对位二甲苯(PX)，但此法不但耗时、麻烦，且易造成工艺操作的不稳定。解决对位二甲苯(PX)累积于塔内的另外一种方式是以侧流将对位二甲苯(PX)连续排出，侧流的设置是选择蒸馏塔内对位二甲苯(PX)成分最多的平衡板，其流量为1.2kmol/hr。分相槽400’所分离的水相液体，全部从第二共沸蒸馏塔200’(C2’)其物流4’(Stream4)的第4平衡板进入，而该第二共沸蒸馏塔200’(C2’)则含全冷凝器与再沸器共8个平衡板，大部分的水(H2O)将由第二共沸蒸馏塔200’(C2’)塔底流出，塔顶的成分包含大部分的乙酸甲酯(MA)、乙酸异丁酯(IBA)及少量的水(H2O)，再从物流7’(Stream7)进入第三共沸蒸馏塔300’(C3)的第7平衡板，而该第三共沸蒸馏塔300’(C3’)含全冷凝器与再沸器共15个平衡板并继续进行分离，在第三共沸蒸馏塔300’(C3’)塔顶可以得到乙酸甲酯(MA)与少部分的水(H2O)，塔底则得到乙酸异丁酯(IBA)与另一部分的水(H2O)，塔底的乙酸异丁酯(IBA)将由物流10’(Stream10)经分相槽400’而回流到第一共沸蒸馏塔100’(C1)当作挟带剂。
已知的第二共沸蒸馏塔200’(C2)、第三共沸蒸馏塔300’(C3’)的设计主要需达到几个目的：
(1)将大部分的水(H2O)由第二共沸蒸馏塔(C2’)塔底排出，但乙酸甲酯(MA)与乙酸异丁酯(IBA)不可由塔底流失太多；
(2)将乙酸甲酯(MA)与乙酸异丁酯(IBA)分别由第三共沸蒸馏塔300’(C3’)塔顶及塔底分离。但由于乙酸甲酯(MA)与水(H2O)以及乙酸异丁酯(IBA)与水(H2O)皆存在共沸点，限制了分离后乙酸甲酯(MA)与乙酸异丁酯(IBA)的纯度。
第二共沸蒸馏塔200’(C2’)的塔底物流8’(Stream8)产物，水(H2O)流量为990.73kmol/hr，还有极少量的乙酸甲酯(MA)以及乙酸异丁酯(IBA)，水(H2O)浓度为99.98mol%。
第三共沸蒸馏塔300’(C3’)塔底物流10’(Stream10)，主要为水(H2O)与乙酸异丁酯(IBA)，其塔顶物流9’(Stream9)的产物则为水(H2O)与乙酸甲酯(MA)，因乙酸甲酯(MA)与水(H2O)以及乙酸异丁酯(IBA)与水(H2O)皆存在共沸点，限制了分离后乙酸甲酯(MA)与乙酸异丁酯(IBA)的纯度，乙酸甲酯(MA)与乙酸异丁酯(IBA)的浓度分别为87.92mol%与14.93mol%。
就已知乙酸脱水工艺的成本计算，已知乙酸脱水工艺的第一共沸蒸馏塔100(C1)及第二共沸蒸馏塔200’(C2)分别为45平衡板及8平衡板，第三共沸蒸馏塔300’(C3’)为15平衡板。再沸器能耗的部分，已知乙酸脱水工艺的第一共沸蒸馏塔100’(C1’)再沸器能耗为84931MJ/hr，传统乙酸脱水工艺的第二共沸蒸馏塔(C2’)、第三共沸蒸馏塔(C3’)，再沸器能耗分别为12255MJ/hr与2200MJ/hr。已知乙酸脱水工艺总再沸器能耗为99386MJ/hr。挟带剂比较的部分，由业界的报价得知，1000克的乙酸异丁酯(IBA)价格为1.5美元(新台币45元)，已知乙酸脱水工艺的乙酸异丁酯(IBA)补充量为0.446kmol/hr，一年为3853.44kmol，以乙酸异丁酯(IBA)分子量116.16，可算出已知乙酸脱水工艺乙酸异丁酯(IBA)每年补充所需费用为671,433美元(新台币20,143仟元)。最后将挟带剂消耗量与再沸器能耗换算成以美元为单位的金额，为方便比较，再沸器热消耗参考Gau(2005)所列的数据，1000磅蒸气费用约为3.4美元，也就是1吨蒸气费用约为7.5美元，由公式：
蒸气成本
可算出蒸气成本，QR为再沸器热负荷，其单位为MJ/hr，蒸气热焓值(λV)为2239.8MJ/ton。
从上述公式算出已知乙酸脱水工艺的再沸器每年热消耗需2,875,352美元，再加上之前所计算的已知乙酸脱水工艺所需的挟带剂费用为671,433美元(20,143仟元)，总计为3,546,785美元。由于已知乙酸脱水工艺不仅结构复杂，加之另外需要乙酸异丁酯(IBA)作为挟带剂，且已知工艺的进料所带的微量不纯物对位二甲苯(PX)会不断累积在第一共沸蒸馏塔100(C1)内，必须设侧流将其排出，然而其在排出同时也会将挟带剂排出，造成挟带剂的浪费。
发明内容
有鉴于此，本发明目的在于提供一种工艺上改进的芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺。
为达到上述目的，本发明提供一种芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺，其能在乙酸脱水程序中减少至少一支共沸蒸馏塔，并以脱水率高且已存在非匀相共沸蒸馏塔塔内的对位二甲苯(p-xylene，PX)作为挟带剂(entrainer)以取代已知须另加入使用的乙酸异丁酯(iso-buty1acetate，IBA)；可减少工艺自由度并节省设备成本及再沸器的能源消耗。
为达到上述目的，本发明提供一种芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺，其步骤包括：
(A)包含有全冷凝器、再沸器以及多个平衡板的第一共沸蒸馏塔将含有水、乙酸、乙酸甲酯、对位二甲苯的非均相产物的进料物流由进料平衡板引入，该塔底产物的物流为乙酸，而塔顶则冷凝塔顶产物；
(B)将该塔顶产物引入分相槽内，该塔顶产物经分相槽分为有机相液体的物流与水相液体的物流；
(C)将分相槽内10%至95%的有机相液体及水相液体的物流回流到第一共沸蒸馏塔内，而其余水相液体则流入包含有全冷凝器、再沸器以及多个平衡板的第二共沸蒸馏塔，由多个平衡板之间引入其内，将大部分水由第二共沸蒸馏塔塔底的物流流出，而塔顶将得到乙酸甲酯、少量水与对位二甲苯；
(D)再由第一共沸蒸馏塔的多个平衡板之间的物流作引流进入分相槽内作为第一共沸蒸馏塔的挟带剂。
较佳地，本发明的挟带剂为对位二甲苯(PX)。
较佳地，本发明的挟带剂(entrainer)由第一共沸蒸馏塔侧引流至分相槽。
较佳地，本发明的步骤(A)中第一共沸蒸馏塔的多个平衡板由20至120个平衡板所组成。
较佳地，本发明的步骤(A)中第一共沸蒸馏塔的非均相产物由多个平衡板最上面的平衡板向下数第2个平衡板至最下面的平衡板向上数至第2个平衡板之间引入。
较佳地，本发明的步骤(C)中第二共沸蒸馏塔的多个平衡板由5至60个平衡板所组成。
较佳地，本发明的步骤(C)中第二共沸蒸馏塔的其余水相液体由多个平衡板最上面的平衡板向下数至第2个平衡板至最下面的平衡板向上数至第2个平衡板之间引入其内。
较佳地，本发明的步骤(D)中再由第一共沸蒸馏塔的多个平衡板最上面的平衡板向下数至第2个平衡板至最下面的平衡板向上数至第2个平衡板之间作引流进入。
本发明可以使工艺减少一共沸蒸馏塔使用及使工艺的成分较少，并将第一共沸蒸馏塔侧流所回收且脱水率高的PX直接供应作为挟持剂，减少工艺自由度及再沸器能耗与挟带剂费用。
附图说明
图1为传统乙酸脱水工艺的流程图;
图2为本发明芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺的流程图。
【主要组件符号说明】
1、1’、2、2’、3、3’、4、4’、5、5’、6、6’、7、7’、8、8’、9、9’、10’-物流；
100-第一共沸蒸馏塔；100’-第一共沸蒸馏塔；
200-第二共沸蒸馏塔；200’-第二共沸蒸馏塔；
300’-第三共沸蒸馏塔；
400-分相槽；400’-分相槽。
具体实施方式
为充分了解本发明的发明特征、目的及功效，通过下述具体的实施例及附图，对本发明进行详细说明如后：
请参阅图2，为本发明芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺的流程图，本发明芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺的一较佳实施例的步骤包括有︰
(A)由包含有全冷凝器、再沸器以及多个平衡板的第一共沸蒸馏塔；在本实施例中，多个平衡板由20至120个平衡板所组成；第一共沸蒸馏塔100(C1)将含有水(H2O)、乙酸(HAc)、乙酸甲酯(MA)、对位二甲苯(PX)的非均相产物的进料物流1(Stream1)由进料平衡板引入，该非均相产物由最上面的平衡板向下数第2个平衡板至最下面的平衡板向上数至第2个平衡板之间引入，且该第一共沸蒸馏塔100(C1)的操作压力为1大气压，压力降设为0.273大气压，而该塔底产物的物流3(Stream3)为99.50mol%乙酸，塔顶则冷凝塔顶产物；
(B)将该塔顶产物引入分相槽400内，该塔顶产物经分相槽400分为有机相液体的物流2(Stream2)与水相液体的物流4(Stream4)；
(C)将10%至95%的有机相液体与水相液体由分相槽400的物流2(Stream2)及物流4(Stream4)回流到第一共沸蒸馏塔100(C1)内，而其余水相液体则由物流4(Stream4)流入包含有全冷凝器、再沸器以及多个平衡板的第二共沸蒸馏塔200(C2)；在本实施例中，该第二共沸蒸馏塔200(C2)的多个平衡板由5至60个平衡板所组成，且其余水相液体由多个平衡板最上面的平衡板向下数至第2个平衡板至最下面的平衡板向上数至第2个平衡板之间引入其内，将浓度99.99mol%的大部分H2O由第二共沸蒸馏塔200(C2)塔底的物流8(Stream8)流出，而塔顶将得到浓度86.37mol%的乙酸甲酯(MA)、少量水(H2O)与对位二甲苯(PX)；
(D)再由第一共沸蒸馏塔100(C1)的多个平衡板之间的物流6(Stream6)作侧引流的大量对位二甲苯(PX)经节点分物流5(Stream5)、物流9(Stream9)再由物流5(Stream5)进入分相槽400内作为第一共沸蒸馏塔100(C1)的挟带剂；而且在本实施例中由最上面的平衡板向下数至第2个平衡板至最下面的平衡板向上数至第2个平衡板之间作侧引流的大量对位二甲苯(PX)进入分相槽400内作为第一共沸蒸馏塔100(C1)的挟带剂。
由于已知乙酸脱水工艺的第一共沸蒸馏塔100(C1)塔侧引流的物质主要为对位二甲苯(PX)(62.6mol%)，其余为少量的乙酸(HAc)(28.4mol%)、水H2O(8.1mol%)与乙酸甲酯(MA)(0.8mol%)，而本发明的工艺则将引流物质部分回流至第一共沸蒸馏塔100(C1)的分相槽400当作挟带剂，以改善已知传统乙酸脱水工艺。
又依本发明芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺模拟结果，第一共沸蒸馏塔100(C1)的塔底部产物物流3(Stream3)的乙酸(HAc)流量为999.82kmol/hr，而乙酸(HAc)的浓度为99.50mol%，不纯物为水(H2O)。水相液体乙酸(HAc)损失低于0.025mol%，符合设定的条件。第二共沸蒸馏塔200(C2)的塔底产物物流8(Stream8)主要为水(H2O)，流量为990.23kmol/hr，还有极少量的乙酸甲酯(MA)以及乙酸(HAc)，水(H2O)浓度为99.99mol%，该第二共沸蒸馏塔200(C2)的塔顶物流7(Stream7)则为乙酸甲酯(MA)、少量的水(H2O)与对位二甲苯(PX)，因乙酸甲酯(MA)与水(H2O)存在共沸点，限制了分离后的浓度，乙酸甲酯(MA)的浓度为86.37mol%。第一共沸蒸馏塔100(C1)侧流的物质部分回流至第一共沸蒸馏塔100(C1)的物流5(Stream5)，其流量为1.21kmol/hr，其中对位二甲苯(PX)的流量为0.76kmol/hr，与芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺中对位二甲苯(PX)回流至分相槽400的流量相同；又第一共沸蒸馏塔100(C1)及第二共沸蒸馏塔200(C2)的组成分布中除了含对位二甲苯(PX)以外的物质，由于其流量很少，因此对于第一共沸蒸馏塔100(C1)的温度与组成分布的影响非常小。
就已知传统乙酸脱水工艺与芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺作比较，已知的传统乙酸脱水工艺的第一共沸蒸馏塔100’(C1)、第二共沸蒸馏塔200’(C2)分别为45板及8板，第三共沸蒸馏塔300’(C3’)为15板，而本发明芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺的实施例中第一共沸蒸馏塔100(C1)及第二共沸蒸馏塔(C2)则分别为20至120个平衡板及5至60个平衡板，芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺比已知传统乙酸脱水工艺减少一支蒸馏塔，因此有较低的设备成本；由于本发明减少使用第三共沸蒸馏塔300’(C3’)，同时本发明芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺经改善工艺的第一共沸蒸馏塔100(C1)与第二共沸蒸馏塔200(C2)，其再沸器能耗分别为80176MJ/hr与11673MJ/h，总再沸器能耗91849MJ/hr；因此本发明芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺的再沸器能耗比已知传统乙酸脱水工艺节省约7.6%，若将再沸器能耗皆换算成以美元为
单位的金额，依公式：
算出芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺的再沸器每年热消耗需2,657,297美元；其与已知传统乙酸脱水工艺的再沸器能耗与挟带剂每年总费用为3,546,785美元比较，本发明芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺比已知的传统乙酸脱水工艺每年节省889,488美元，约25.1%。
敬请参阅表1所示，为乙酸酯和对位二甲苯(PX)分别与水(H2O)形成的共沸性质，由表1中可以得知两种乙酸酯，即乙酸甲酯(MA)及乙酸异丁酯(IBA)和本发明作为挟带剂的对位二甲苯(PX)分别与水(H2O)形成共沸物的性质，比较此三种挟带剂在乙酸酯中的脱水能力，脱水能力较好的是乙酸异丁酯(IBA)，每mol约可带走1.56mol的水(H2O)，而对位二甲苯(PX)每mol约可带走2.9mol的水(H2O)，由以上数据得知，使用对位二甲苯(PX)作为挟带剂的纯化效果比乙酸异丁酯(IBA)好，且对位二甲苯(PX)的脱水率比乙异丁酯(IBA)高，又以对位二甲苯(PX)取代已知传统以乙酸异丁酯(IBA)作为挟带剂，更可以节省一共沸蒸馏塔设备的成本，且对位二甲苯(PX)亦为乙酸脱水工艺中共沸蒸馏塔中内部已存在的物质，而无须另外加入，本发明的再沸器能量消耗比已知传统乙酸脱水工艺节省约7.6%，本发明乙酸脱水工艺的再沸器能耗与挟带剂费用，比已知传统乙酸脱水工艺节省约25.1%，本发明由于其工艺成分较少，经由非匀相共沸蒸馏塔的侧流所回收的对位二甲苯(PX)即可完全供应挟带剂的使用量。
表1:乙酸异丁酯(IBA)和对位二甲苯(PX)分别与水(H2O)形成的共沸性质
| 共沸混合物 | 共沸温度(℃) | 共沸组成(mol%) |
| MA/H2O | 329.55 | 88.6-90.1/9.9-11.4 |
| IBA/H2O | 360.69 | 39.1/60.9 |
| PX/H2O | 365.15 | 25.5/74.5 |
另外，分别分析本发明芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺进料中对位二甲苯(PX)流量、挟带剂回流流量、水相液体流出比率与侧流流量等变量对再沸器能量消耗的影响，可依据下述分析在寻找最低再沸器能量消耗时的工艺变数作最佳的调整，其包括：
(1)侧流流量减少时，再沸器能量消耗将减少；
(2)水相液体流出比率增加时，再沸器能量消耗将减少；
(3)挟带剂回流流量增加时，再沸器能量将减少；
(4)进料中对位二甲苯(PX)流量与挟带剂回流流量间具互补作用；
(5)进料中对位二甲苯(PX)与挟带剂回流流量总和介于1.07kmol/hr至1.08kmol/h的范围时，所耗费的再沸器能量最低；
(6)进料中对位二甲苯(PX)低流量，搭配挟带剂回流高流量，再沸器能量消耗较小。
而通过此设计，本发明可以使工艺减少一共沸蒸馏塔使用及使工艺中的成分较少，并将第一共沸蒸馏塔100(C1)侧流所回收且脱水率高的对位二甲苯(PX)(P-xylene)直接供应作为挟持剂，减少工艺自由度及再沸器能耗与挟带剂费用，其不仅解决已知工艺长期存在的技术问题，更具有无法预期的功效；又就本发明的理论板高度(HEIGHTEQUIVALENTTOATHEORETICALPLATE(HETP)而言，其参数越小，则分离效果越好，而设于共沸蒸馏塔内提供平衡的理论板(THEORETICALPLATE)的个数(N)与理论板高度(HETP)呈反比，而与共沸蒸馏塔的长度(L)呈正反(即HETP=L/N)，故在固定长度(L)的共沸蒸馏塔而言，该理论板个数(N)越多，其分离效果越好，该理论板高度(HETP)则越小，因此，本发明可依此结构设计，而不受到实施例的共沸蒸馏塔平衡板个数的限制，都属于本发明的保护范围。
以上所述，仅为本发明的较佳实施例，并非因此而限制本发明的专利保护范围，故举凡运用本发明所作的均等变化或修饰，皆应包含于本发明的专利保护范围之内。
Claims (6)
1.一种芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺，其特征在于，包括以下步骤：
(A)包含有全冷凝器、再沸器以及多个平衡板的第一共沸蒸馏塔将含有水、乙酸、乙酸甲酯、对位二甲苯的非均相产物的进料物流由进料平衡板引入，该塔底产物的物流为乙酸，而塔顶则冷凝塔顶产物；
(B)将该塔顶产物引入分相槽内，该塔顶产物经分相槽分为有机相液体的物流与水相液体的物流；
(C)将分相槽内10%至95%的有机相液体及水相液体的物流回流到第一共沸蒸馏塔内，而其余水相液体则流入包含有全冷凝器、再沸器以及多个平衡板的第二共沸蒸馏塔，由多个平衡板之间引入其内，将大部分水由第二共沸蒸馏塔塔底的物流流出，而塔顶将得到乙酸甲酯、少量水与对位二甲苯；
(D)再由第一共沸蒸馏塔的多个平衡板之间的物流作引流的大量对位二甲苯经节点分为两物流，再由其中一物流进入分相槽内作为第一共沸蒸馏塔的挟带剂；
其中，该挟带剂为对位二甲苯；且该挟带剂由第一共沸蒸馏塔侧引流至分相槽。
2.如权利要求1述芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺，其特征在于，该步骤(A)中第一共沸蒸馏塔的多个平衡板由20至120个平衡板所组成。
3.如权利要求2所述芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺，其特征在于，该步骤(A)中第一共沸蒸馏塔的非均相产物由多个平衡板最上面的平衡板向下数第2个平衡板至最下面的平衡板向上数至第2个平衡板之间引入。
4.如权利要求3所述芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺，其特征在于，该步骤(C)中第二共沸蒸馏塔的多个平衡板由5至60个平衡板所组成。
5.如权利要求4所述芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺，其特征在于，该步骤(C)中第二共沸蒸馏塔的其余水相液体由多个平衡板的最上面的平衡板向下数至第2个平衡板至最下面的平衡板向上数至第2个平衡板之间引入其内。
6.如权利要求5所述芳香羧酸的回收脱水共沸蒸馏工艺，其特征在于，该步骤(D)再由第一共沸蒸馏塔的多个平衡板最上面的平衡板向下数至第2个平衡板至最下面的平衡板向上数至第2个平衡板之间作引流进入分相槽内作为第一共沸蒸馏塔的挟带剂。
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