CN104968636B - 用于制备烷醇的装置 - Google Patents

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    • C07C31/04—Methanol

Abstract

本申请涉及用于制备烷醇的装置和方法。根据本申请，通过减少在再沸器中使用的蒸汽或在冷凝器和冷却器中使用的冷却水的量，当制备烷醇时可以减少能量，并且从用于塔顶流的热交换器产生的蒸汽可以在多种领域中利用。而且，可以根据本申请制备高纯度的烷醇。

Description

用于制备烷醇的装置
技术领域
本申请涉及用于制备烷醇的装置和方法。
背景技术
诸如辛醇的烷醇已经用于在化学工业中的各种应用，包括例如香料、用于有机合成产物的溶剂、增塑剂等。
例如，可以通过氢化正丁醛生产辛醇。在上述内容中，通过氢化反应来制造的辛醇可以通过至少一个蒸馏塔被蒸馏。此后，流的一些或全部在蒸馏过程期间可穿过再沸器或冷凝器，以将流回流至蒸馏塔，由此得到高纯度的辛醇。
发明内容
技术问题
本申请涉及提供用于制备烷醇的装置和方法。
技术方案
本申请的一个方面提供了一种用于制备烷醇的装置。所述示例性制备装置可以包括蒸馏塔。例如，所述制备装置可以是蒸馏塔总成或包括所述蒸馏塔的蒸馏系统。当使用用于制备烷醇的所述装置时，可以在最小化在制备烷醇的过程期间引起的能量损耗的同时分离和精制高纯度烷醇。以下，参考附图来描述所述装置。然而，应当明白，附图在此被示出来仅用于说明，而不被解释为限制根据本申请的一个示例性实施例的装置的范围。
图1是示出用于制备烷醇的装置的示例性图。提供了一种装置，其包括蒸馏塔100，包含由以下化学式1表示的化合物的原料110流入蒸馏塔100。
[化学式1]
R-OH
在化学式1中，R表示烷基，例如，具有1至20个碳原子、1至16个碳原子、1至12个碳原子或1至8个碳原子的烷基。该烷基可以具有直链，支链或环式结构，并且当必要时可以选用地被一个或多个取代基取代。
根据一个示例性实施例，化学式1的组分可以是辛醇，例如，2-乙基己醇。
在上述内容中，蒸馏塔100可以是分隔壁蒸馏塔100。分隔壁蒸馏塔100通常是被设计以蒸馏包含具有低沸点、中间沸点和高沸点的三种组分的原料110的装置。分隔壁蒸馏塔100在热力学方面通常是类似于佩特柳克蒸馏塔(Petlyuk column)的装置。佩特柳克蒸馏塔具有下述结构，其中，预分馏塔和主塔被热结合。该蒸馏塔被设计使得低沸点物质和高沸点物质可在预分馏塔处初步分离，存在于该预分馏塔的塔顶和塔底区域的组分可以流入主塔的进料级，并且低沸点物质、中间沸点物质和高沸点物质可在主塔处分离。在这种情况下，分隔壁蒸馏塔100被配置为在塔中安装隔离壁101，以便将预分馏塔集成入主塔内。
分隔壁蒸馏塔100可以例如具有如图1中所示的结构。图1示出示例性分隔壁蒸馏塔100。如图1所示，示例性蒸馏塔100可以具有下述结构，其中，蒸馏塔100的内部部分被分隔壁101划分，并且其具有在其上部和下部分别形成的冷凝器102和再沸器103。另外，分隔壁蒸馏塔100的内部部分可以被由图1所示的虚线假想地划分，例如，被分成：塔顶区域104，从其排出低沸点流；塔底区域105，从其排出高沸点流；原料进料区域106，原料110流入其中；以及，产物流出区域107，产物从中流出。另外，原料进料区域106可以被划分成上部进料区域1061和下部进料区域1062，并且，产物流出区域107可以被划分成上部流出区域1071和下部流出区域1072。在上述内容中，术语“上部进料区域和下部进料区域”可以分别指当在蒸馏塔100的纵向上平分原料进料区域106时的上部和下部区域，原料进料区域106即被在分隔壁蒸馏塔100的结构中的分隔壁101划分的在分隔壁蒸馏塔100的原料110进料的一侧中的空间。而且，术语“上部流出区域和下部流出区域”可以分别指当在蒸馏塔100的纵向上平分产物流出区域107时的上部区域和下部区域，产物流出区域107即被在分隔壁蒸馏塔100的内部部分中的分隔壁101划分的在分隔壁蒸馏塔100的产物流出一侧的空间。
可以在蒸馏烷醇的方法中使用的分隔壁蒸馏塔100的具体类型不受特别限制。例如，可以使用具有如图1中所示的典型结构的分隔壁蒸馏塔100，或者，也可以考虑到精制效率而使用其中在蒸馏塔中的分隔壁101的位置和形状被设计得改变的蒸馏塔。另外，蒸馏塔的塔板数和内径不受特别限制，并且可以例如基于从考虑到原料110的组成而绘制的蒸馏曲线导出的理论塔板数来确定。
为了对包含具有低沸点，中间沸点和高沸点三种组分的原料110进行精制过程，原料110可以被引入到分隔壁蒸馏塔100的原料进料区域106中，如图1中所示。在上述内容中，被引入到原料进料区域106内的原料110可以被分离成产物流140、塔底流130和塔顶流120以从中流出。例如，在原料110流入到分隔壁蒸馏塔100的原料进料区域106内之后，从分隔壁蒸馏塔100的塔顶区域104排出作为在原料110的组分中的具有较低沸点的组分的塔顶流120，并且从分隔壁蒸馏塔100的塔底区域105排出在原料110的组分中的具有较高沸点的塔底流130。另外，具有中间沸点的组分可以作为来自产物流出区域107的产物流140而被排出。根据一个示例性实施例，当包含诸如2-乙基己醇的辛醇的原料110流入分隔壁蒸馏塔100内时，作为在原料110的组分中的具有较低沸点的组分的低沸点流从分隔壁蒸馏塔100的塔顶区域104中排出，并且作为在原料110的组分中的具有较高沸点的组分的高沸点流被分离并从分隔壁蒸馏塔100的塔底区域105被排出。另外，包含作为在原料110中的具有中间沸点的组分的诸如2-乙基己醇的辛醇的产物流140可以从分隔壁蒸馏塔100的产物流出区域107排出，该产物流出区域107例如是上部流出区域1071或下部流出区域1072。在分隔壁蒸馏塔100中的塔顶流120如上所述通过冷凝器102后，塔顶流120的一些可被回流到蒸馏塔的塔顶区域104，并且该塔顶流120的其余部分可被存储为产物。另外，在分隔壁蒸馏塔100中的高沸点流通过再沸器103之后，高沸点流的一些可以回流到蒸馏塔的塔底区域105，并且，高沸点流的其余部分可以产生为产物。在上文中，术语“低沸点流”指的是从分隔壁蒸馏塔100的塔顶区域104排出的、具有相对低沸点的低沸点组分较丰富的流，并且，术语“高沸点流”指的是从分隔壁蒸馏塔100的塔底区域105排出的具有较高沸点的高沸点组分较丰富的流。此外，术语“产物流”指的是从分隔壁蒸馏塔100的产物流出区域107流出的产物，即，其中中间沸点组分较丰富的流。在上文中，术语“富流”指的是下述流，其中，从塔顶区域104排出的流中包含的低沸点组分、从塔底区域105排出的流中包含的高沸点组分和从产物流出区域107排出的流中包含的中间沸点组分分别具有比在原料110中包含的低沸点组分、高沸点组分和中间沸点组分高的含量。例如，富流可以指的是下述流，其中，在从塔顶区域104、塔底区域105和产物流出区域107排出的流中包含的低沸点组分、高沸点组分和中间沸点组分均具有在重量上50％或50％以上的含量、在重量上80％或80％以上的含量、在重量上90％或90％以上的含量、在重量上95％或95％以上的含量或在重量上99％或99％以上的含量。在本说明书中，可以同义地使用低沸点流和塔顶流120，可以同义地使用高沸点流和塔底流130，并且可以同义地使用中间沸点流和产物流140。
根据本申请的一个示例性实施例，该制备装置可以包括热交换器。
在该热交换器中，选自塔顶流120、塔底流130和产物流140中的至少一个流的一些或全部可以交换热量。因此，可以在最小化在制备烷醇的过程期间引起的能量损耗的同时分离和精制诸如2-乙基己醇的高纯度烷醇。根据一个示例性实施例，在热交换器中，塔顶流120的一些或全部可以与水交换热量，或者，选自塔顶流120、塔底流130和产物流140中的至少一个流的一些或全部可以与流向原料进料区域106内的原料110交换热量。
图2是示出根据本申请的第一示例性实施例的用于制备烷醇的装置的图。
根据一个示例性实施例，热交换器可以是用于塔顶流的热交换器300，如图2中所示。在上面的内容中，用于塔顶流的热交换器300可以被布置成直接地或间接地耦合到在制备装置中的低沸点流所流过的管道。在热力学方面，用于塔顶流的热交换器300可以优选地直接耦合到在蒸馏塔100中的低沸点流所流过的管道。而且，用于塔顶流的热交换器300可以例如被布置在冷凝器102的前级中，使得塔顶流120依序通过热交换器300和冷凝器102。例如，在低沸点流依序通过用于塔顶流的热交换器300和冷凝器102后，通过冷凝器102的低沸点流的一些可以被回流到蒸馏塔100。
因为制备装置进一步包括如上所述的用于塔顶流的热交换器300，所以在分隔壁蒸馏塔100中的低沸点流通过用于塔顶流的热交换器300。在该情况下，向用于塔顶流的热交换器300施加热量。因此，低沸点流以较低的温度回流到分隔壁蒸馏塔100。在该情况下，可以通过下述方式来减少在使用冷凝器102的冷凝过程中花费的成本：在低沸点流回流到分隔壁蒸馏塔100之前，减少在冷凝过程中使用的能量的量。
根据一个示例性实施例，用于塔顶流的热交换器300可以是被配置为产生蒸汽的热交换器。在示例性制备装置中，当低沸点流通过被配置为产生用于塔顶流蒸汽的热交换器300时，在用于塔顶流的热交换器300中，从塔顶区域104流出的低沸点流的一些或全部可以与水交换热量，以便产生高温蒸汽。在热交换器300中产生的高温蒸汽可以例如被用作在制备辛醇的过程中所用的蒸发器、汽提塔或异构体塔中的热源。在该情况下，在热交换后回流到分隔壁蒸馏塔100的低沸点流可能具有1至100的回流比。在热力学方面，低沸点流的回流比可以优选地在5至70的范围中，更优选地在18.5至25.5的范围内。当如上所述在100或100以下、优选地70或70以下并且更优选地25.5或25.5以下的范围中调整低沸点流的回流比时，可以最小化在塔顶流120中的被回流到蒸馏塔100的塔顶流的回流所消耗的能量，塔顶流120具有100℃至120℃的温度，并且通过用于塔顶流的热交换器300与水热交换，并且同时，塔顶流120中的一些可以作为高纯度产物产生。在该情况下，也可以通过在5至70，优选地18至25.5的范围中调整回流比来从产物流产生具有诸如99.0％或99.0％以上的纯度的高纯度的2-乙基己醇。在此使用的术语“回流比”指的是回流的流的流速相对于从蒸馏塔100流出的流的流出速率的比率。
图3是示出根据本申请的第二示例性实施例的示例性制备装置的图。
如图3中所示，用于塔顶流的热交换器310可以是被配置为预热原料的热交换器。在该示例性制备装置中，当低沸点流通过被配置为预热用于塔顶流的原料的热交换器310时，从塔顶区域104流出的低沸点流的一些或全部可以与流向原料进料区域106的原料110交换热量，以便预热原料110。如上所述，当低沸点流与流向低温分隔壁蒸馏塔100内的原料110交换热量时可以预热流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110。因此，可以减少在被配置为提高流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110的温度的加热器或被配置为加热从分隔壁蒸馏塔100的塔底区域105排出的塔底流130的再沸器103中消耗的能量。而且，可以通过下述方式来减少在使用冷凝器102的冷凝过程中花费的成本：在分隔壁蒸馏塔100中的低沸点流回流到分隔壁蒸馏塔100的塔顶区域104之前，减少在冷凝过程中使用的冷却水的量。在该情况下，在完成热交换后回流到蒸馏塔100的低沸点流可以具有1至100的回流比。在热力学方面中，低沸点流的回流比可以优选地在5至70、更优选地在8.4至17.3的范围中。当如上所述在100或100以下、优选地70或70以下并且更优选地17.3或17.3以下的范围中调整低沸点流的回流比时，可以最小化在塔顶流120中的被回流到蒸馏塔100的塔顶流的回流所消耗的能量，塔顶流120具有90℃至100℃的温度，并且通过用于塔顶流的热交换器300与原料热交换，并且同时，塔顶流120的一些可以同时作为高纯度产物产生。在该情况下，也可以通过在5至70、优选地8.4至17.3的范围中调整回流比来从产物流产生具有诸如99.0％或99.0％以上的纯度的高纯度的2-乙基己醇。
根据本申请的另一个示例性实施例，热交换器可以是用于产物流的热交换器，并且根据一个示例性实施例，可以是被配置为预热原料的热交换器。
图4是示出根据本发明的第三示例性实施例的示例性制备装置的图。
如图4中所示，在示例性制备装置中，当包含中间沸点流的产物流140通过被配置为预热关于产物流的原料的热交换器400时，从产物流出区域107流出的中间沸点流的一些或全部可以与从原料进料区域106流出的原料110交换热量，以便预热原料110。例如，当从分隔壁蒸馏塔100的产物流出区域107流出的产物流140通过用于产物流的热交换器400时，在用于产物流的热交换器400中，从产物流出区域107流出的产物流140的一些或全部可以与流向原料进料区域106内的原料110交换热量，以便预热原料110。借助用于产物流的热交换器400，从分隔壁蒸馏塔100的产物流出区域107排出的高温产物流140可以流过管道，使得产物流140可以在用于产物流的热交换器400中与流向分隔壁蒸馏塔100内的原料110交换热量，并且然后，产物流140可以在依序通过冷却器600的同时被产生为产物。如上所述，当产物流140与流向低温分隔壁蒸馏塔100的原料110交换热量时可以预热流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110。因此，在被配置为提高流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110的温度的加热器中消耗的能量或被配置为加热从分隔壁蒸馏塔100的塔底区域105排出的塔底流130的再沸器103中消耗的能量可以减少。而且，可以通过下述方式来减少在使用冷却器600的冷凝过程中花费的成本：在包含辛醇的流被产生为产物之前，减少在冷凝过程中使用的冷却水的量。在该情况下，在完成热交换后回流到蒸馏塔100的低沸点流，即，塔顶流可以具有1至100的回流比。在热力学方面，塔顶流的回流比可以优选地在5至70，更优选地15.2至18.5的范围中。当如上所述在100或100以下，优选地70或70以下并且最优选地18.5或18.5以下的范围中调整塔顶流的回流比时，可以最小化在塔顶流120中流入存储罐的产物流140的冷却所消耗的能量，该塔顶流120具有40℃至100℃的温度，并且借助用于产物流的热交换器400与原料热交换，并且，塔顶流120中的一些可以同时作为高纯度产物产生。在该情况下，也可以通过在5至70，优选地15.2至18.5的范围中调整回流比来从产物流140产生具有诸如99.0％或99.0％以上的纯度的高纯度的2-乙基己醇。
根据一个示例性实施例，该制备装置可以包括用于塔顶流的热交换器300和用于产物流的热交换器400两者。例如，当该制备装置包括用于塔顶流的热交换器300和用于产物流的热交换器400两者时，用于塔顶流的热交换器300可以是被配置为产生蒸汽的热交换器。例如，如上所述，当在分隔壁蒸馏塔100中的低沸点流、即塔顶流120的一些或全部通过被配置为产生用于塔顶流的蒸汽的热交换器300时，塔顶流120可以与水交换热量以产生蒸汽。例如，在被配置为产生用于塔顶流的蒸汽的热交换器300中产生的蒸汽可以在原料110流入分隔壁蒸馏塔100内之前在使用再沸器103的加热过程中被使用，或者可以被用作在用于制备辛醇的过程中使用的蒸发器、汽提塔或异构体塔中的热源。而且，如上所述，可以获得借助管道系统和用于产物流的热交换器400的节能和成本减少效果，该管道系统和用于产物流的热交换器400两者被形成为与原料110交换热量。另外，当分隔壁蒸馏塔100包括用于塔顶流的热交换器时，可以通过下述方式来进一步获得减少在使用冷凝器102的冷凝过程中消耗的成本的效果：在分隔壁蒸馏塔100中的低沸点流的一些回流到分隔壁蒸馏塔100的塔顶区域104之前，减少在冷凝过程中使用的冷却水的量，如上所述。在该情况下，在完成热交换后回流到蒸馏塔100的低沸点流可以具有1至100的回流比。在热力学方面，低沸点流的回流比可以优选地在5至70，更优选地7.2至16.5的范围中。当热交换是通过用于产物流的热交换器300来完成的原料流入蒸馏塔内，并且然后在100℃至120℃的温度下从塔顶区域流出时，可以最小化在塔顶流120中的被回流到蒸馏塔100的塔顶流的回流所消耗的能量，塔顶流120具有40℃至120℃的温度并且借助用于塔顶流的热交换器300来交换热量，并且可以同时通过如上所述在100或100以下、优选地70或70以下并且最优选地16.5或16.5以下的范围中调整回流比来产生塔顶流的一些来作为高纯度产物。在该情况下，也可以通过在5至70，优选地7.2至16.5的范围中调整回流比来从产物流140产生具有诸如99.0％或99.0％以上的纯度的高纯度的2-乙基己醇。
虽然未示出，但是根据本申请的一个示例性实施例的用于制备烷醇的示例性装置也可以包括：热交换器310，其被配置为预热用于塔顶流的原料；以及，用于产物流的热交换器400。例如，当低沸点流使用被配置为预热用于塔顶流的原料的热交换器310与流向分隔壁蒸馏塔100内的低温原料110交换热量时，可以预热流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110。当原料110没有得到充分预热时，可以借助用于产物流的热交换器400来进一步预热原料。因此，在被配置为提高流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110的温度的加热器中消耗的能量或被配置为加热从分隔壁蒸馏塔100的塔底区域105排出的塔底流130的再沸器103中消耗的能量可以减少。而且，可以通过下述方式来减少在使用冷凝器102的冷凝过程中花费的成本：在分隔壁蒸馏塔100中的低沸点流回流到分隔壁蒸馏塔100的塔顶区域104之前，减少在冷凝过程中使用的冷却水的量。根据一个示例性实施例，可以调节产物流的温度，使得在产物流140和被用于预热用于塔顶流的原料的热交换器310预热的原料之间的在温度上的差别(ΔTmin)大于或等于5℃。例如，可以通过将产物流流过的管道加压或减压来调节在温度上的差别(ΔTmin)。在该情况下，在完成热交换后回流到蒸馏塔100的低沸点流也可以具有1至100的回流比。在热力学方面中，低沸点流的回流比可以优选地在5至70，更优选地6.8至16.1的范围中。当借助用于产物流的热交换器400完成热交换的原料流入蒸馏塔内，并且然后在100℃至120℃的温度下从塔顶区域104流出时，可以最小化塔顶流120的回流所消耗的能量，塔顶流120借助用于塔顶流的热交换器310交换热量，并且在40℃至120℃的温度下回流到蒸馏塔100，并且，可以如上所述通过在100或100以下，优选地16.1或16.1以下的范围中调整回流比来同时产生塔顶流的一些来作为高纯度产物。
根据本申请的另一个示例性实施例，热交换器可以是用于塔底流的热交换器，并且根据一个示例性实施例，可以是被配置为预热原料的热交换器。
图5是示出根据本申请的第四示例性实施例的示例性制备装置的图。
如图5中所示，在示例性制备装置中，从塔底区域105流出的高沸点流的一些经由再沸器回流到塔底区域105，并且高沸点流的其余部分的一些或全部可以流过管道，使得高沸点流可以在被配置为预热用于塔底流的原料的热交换器500中与流向分隔壁蒸馏塔100内的原料110交换热量，并且，高沸点流可以在依序通过冷却器601的同时被产生为产品。当高沸点流通过被配置为预热用于塔底流的原料的热交换器500时，从塔底区域105流出的高沸点流的一些或全部可以与流向原料进料区域106的原料110交换热量，以便预热原料110。例如，当使用被配置为预热用于塔底流的原料的热交换器500使高沸点流与流向分隔壁蒸馏塔100内的低温原料110交换热量时，可以预热流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110。因此，在分隔壁蒸馏塔100中的低沸点流，即，塔顶流120回流到分隔壁蒸馏塔100的塔顶区域104之前，可以通过减少在冷凝过程中使用的冷却水的量来减少使用冷凝器102的冷凝过程中花费的成本。而且，在产生高沸点流作为产物之前，可以通过减少在冷却过程中使用的冷却水的量来减少使用冷却器601的冷却过程中花费的成本。在该情况下，在热交换完成之后回流到蒸馏塔100的低沸点流即塔顶流120也可以具有1至100的回流比。在热力学方面中，塔顶流120的回流比可以优选地在5至70，更优选地16.6至19.8的范围中。当在100或100以下，优选地70或70以下并且更优选地19.8或19.8以下的范围中调整塔顶流120的回流比时，可以最小化在塔底流130中流入存储罐内的塔底流130的冷却所消耗的能量，该塔底流130具有40℃至100℃的温度，并且借助用于塔底流的热交换器500与原料交换热量，并且可以同时产生塔顶流120的一些来作为高纯度产物。在该情况下，也可以通过在5至70，优选地16.6至19.8的范围内调整回流比来从产物流140输出具有诸如99.0％或99.0％以上的纯度的高纯度的2-乙基己醇。
根据一个示例性实施例，虽然未示出，但是该制备装置可以包括：热交换器500，其被配置为预热用于塔底流的原料；以及，用于产物流的热交换器400。例如，当产物流使用被配置为预热用于产物流的原料的热交换器400与流向低温分隔壁蒸馏塔100的原料交换热量时，可以预热流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110。当原料110未被充分加热时，可以借助用于塔底流的热交换器500来进一步预热原料。因此，可以减少在被配置为提高流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110的温度的加热器中消耗的能量或被配置为加热从分隔壁蒸馏塔100的塔底区域105排出的塔底流130的再沸器103中消耗的能量。而且，可以通过下述方式来减少使用冷凝器102的冷凝过程中花费的成本：在分隔壁蒸馏塔100中的低沸点流回流到分隔壁蒸馏塔100的塔顶区域104之前，减少在冷凝过程中使用的冷却水的量。根据一个示例性实施例，可以调节塔底流130的温度，使得在塔底流和通过被配置为预热用于产物流的原料的热交换器400被预热的原料之间的在温度上的差别(ΔTmin)大于或等于5℃。例如，可以通过将塔底流130所流过的管道加压或减压来调节在温度上的差别(ΔTmin)。在该情况下，在完成热交换后回流到蒸馏塔100的低沸点流，即，塔顶流120也可以具有1至100的回流比。在热力学方面中，低沸点流的回流比可以优选地在5至70，更优选地12.1至17.0的范围中。在该情况下，也可以如上所述通过在100或100以下，优选地17.0或17.0以下的范围内调整回流比来从产物流140产生具有诸如99.0％或99.0％以上的纯度的高纯度的2-乙基己醇。
虽然未示出，但是根据一个示例性实施例，该制备装置也可以包括：热交换器310，其被配置为预热用于塔顶流的原料；以及，热交换器500，其被配置为预热用于塔底流的原料。例如，当在分隔壁蒸馏塔中的塔顶流120使用被配置为预热用于塔顶流的原料的热交换器310与流向低温分隔壁蒸馏塔100内的原料110交换热量时，可以预热流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110。当原料110没有得到充分预热时，可以借助用于塔底流的热交换器500来进一步预热原料。
本申请的另一个示例性实施例提供了用于制备烷醇的装置，其包括分隔壁蒸馏塔，该分隔壁蒸馏塔具有冷凝器、再沸器、被配置为产生用于塔顶流的蒸汽的热交换器、被配置为预热原料的热交换器，以及分隔壁。
图6是示出根据本申请的第五示例性实施例的用于制备烷醇的示例性装置的图。
如图6中所示，根据本申请的一个示例性实施例的用于制备烷醇的装置可以包括分隔壁蒸馏塔100，该分隔壁蒸馏塔100具有冷凝器102、再沸器103和分隔壁101，并且被划分为原料进料区域106、产物流出区域107、塔顶区域104和塔底区域105。而且，分隔壁蒸馏塔100可以包括用于塔顶流的热交换器300和被配置为预热原料的热交换器。如上所述，包含诸如2-乙基己醇的辛醇的原料110可以流入分隔壁蒸馏塔100的原料进料区域106，并且，流入原料进料区域106内的原料110可以被分离为产物流140、高沸点流和低沸点流以从中流出。在上面，高沸点流也可以从塔底区域105流出，并且高沸点流的一些可以通过再沸器103回流到蒸馏塔100。在上面，低沸点流可以从塔顶区域104流出，并且通过冷凝器102，并且通过冷凝器102的流的一些可以回流到蒸馏塔100。
根据一个示例性实施例，用于塔顶流的热交换器300可以是被配置为产生蒸汽的热交换器。例如，当低沸点流的一些或全部通过用于塔顶流的热交换器300时，在分隔壁蒸馏塔100中的低沸点流可以与水交换热量，以便产生蒸汽，如上所述。例如，在用于塔顶流的热交换器300中产生的蒸汽可以用在原料110流入分隔壁蒸馏塔100之前使用加热器的加热过程中，或者可以被用作在制备辛醇的过程中使用的蒸发器、汽提塔和异构体塔中的热源。而且，如上所述，可以获得借助管道系统和用于产物流的热交换器400的节能和成本减少效果，管道系统和用于产物流的热交换器400两者被形成为与原料110执行热交换。另外，当分隔壁蒸馏塔100包括用于塔顶流的热交换器300时，可以通过下述方式来进一步达成减少使用冷凝器102的冷凝过程中消耗的成本的效果：如上所述，在分隔壁蒸馏塔100中的低沸点流的一些回流到分隔壁蒸馏塔100的塔顶区域104之前，减少在冷凝过程中使用的冷却水的量。
而且，该分隔壁蒸馏塔包括被配置为预热原料的热交换器。根据一个示例性实施例，在被配置为预热原料的热交换器中，塔底流130或产物流140的一些或全部与流向原料进料区域内的原料交换热量，以便加热原料。
根据本申请的一个示例性实施例，被配置为预热原料的热交换器可以是用于产物流的热交换器400，如在图6中所示。在上面，用于产物流的热交换器400可以被布置得直接或间接地耦合到在制备装置中的产物流140流过的管道。在热力学方面中，用于产物流的热交换器400可以优选地直接耦合到在蒸馏塔100中的产物流140流过的管道。
当在分隔壁蒸馏塔100中的产物流140通过用于产物流的热交换器400时，可以借助如上所述耦合到管道的用于产物流的热交换器400向用于产物流的热交换器400施加热量。如上所述，当产物流140与流向分隔壁蒸馏塔100内的低温原料110交换热量时，流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110可以被预热以提高原料110的温度。因此，可以减少在被配置为提高流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110的温度的加热器中消耗的能量或被配置为加热从分隔壁蒸馏塔100的塔底区域105排出的塔底流130的再沸器103中消耗的能量。而且，可以通过下述方式来减少其中使用冷却器600的冷却过程中花费的成本：在包含辛醇的流被产生为产物之前，减少在冷却过程中使用的冷却水的量。
在该情况下，在完成热交换后回流到蒸馏塔100的塔顶流也可以具有1至100的回流比。在热力学方面，塔顶流的回流比可以优选地在5至70，更优选地7.2至16.5的范围中。当借助用于产物流的热交换器完成热交换的原料流入蒸馏塔，并且然后在100℃至120℃的温度下从塔顶区域流出时，可以最小化被消耗来回流塔顶流120的能量，塔顶流120借助用于塔顶流的热交换器交换热量，并且在温度40℃至120℃下回流到蒸馏塔100，并且，可以如上所述通过在100或100以下、优选地16.5或16.5以下的范围中调整回流比来同时产生塔顶流120的一些来作为高纯度产物。在该情况下，也可以通过在5至70、优选地7.2至16.5的范围中调整回流比来从产物流140产生具有诸如99.0％或99.0％以上的纯度的高纯度的2-乙基己醇。
根据本申请的另一个示例性实施例，分隔壁蒸馏塔100也可以包括用于塔顶流的热交换器300和被配置为预热原料的热交换器。根据一个示例性实施例，被配置为预热原料的热交换器可以是用于塔底流的热交换器。
图7是示出根据本申请的第六示例性实施例的用于制备辛醇的示例性装置的图。
在上面，用于塔底流的热交换器500可以被布置为直接或间接地耦合到在制备装置中的塔底流130流过的管道。在热力学方面，用于塔底流的热交换器500可以优选地直接耦合到在蒸馏塔100中的塔底流130流过的管道。
当在分隔壁蒸馏塔100中的塔底流130通过用于塔底流的热交换器500时，可以借助如上所述耦合到管道的用于塔底流的热交换器500来向用于塔底流的热交换器500施加热量。如上所述，可以当塔底流130与流向分隔壁蒸馏塔100内的原料110交换热量时，预热流入分隔壁蒸馏塔100的原料110以提高原料110的温度。因此，可以减少在被配置为提高流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110的温度的加热器中消耗的能量或被配置为加热从分隔壁蒸馏塔100的塔底区域105排出的塔底流130的再沸器103中消耗的能量。而且，可以通过下述方式来减少使用冷却器601的冷却过程中花费的成本：在产生高沸点流作为产物之前，减少在冷却过程中使用的冷却水的量。在该情况下，在完成热交换后回流到蒸馏塔100的塔顶流120也可以具有1至100的回流比。在热力学方面中，塔顶流120的回流比可以优选地在5至70，更优选地8.1至17.1的范围中。在该情况下，也可以通过如上所述在100或100以下、优选地70或70以下并且更优选地17.1或17.1以下的范围中调整回流比来从产物流140产生具有诸如99.0％或99.0％以上的纯度的高纯度的2-乙基己醇。
本申请的另一个方面提供了一种制备辛醇的方法。例如，可以使用用于制备烷醇的上述装置来执行该制备方法。该示例性方法可以包括：令包含例如诸如2-乙基己醇的辛醇的由下面的化学式1表示的化合物的原料110流入分隔壁蒸馏塔100内，并且蒸馏流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110并且将原料划分为产物流140、塔底流130和塔顶流120以从中流出。
[化学式1]
R-OH
在化学式1中，R表示烷基。
根据一个示例性实施例，在该制备方法中，塔顶流120的一些或全部可以与流向蒸馏塔100内的原料110或在蒸馏塔10外部的水交换热量。
例如，当塔顶流120的一些或全部与流向低温分隔壁蒸馏塔100内的原料110交换热量时，可以预热流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110。因此，可以减少在被配置为提高流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110的温度的加热器中消耗的能量或被配置为加热从分隔壁蒸馏塔100的塔底区域105排出的塔底流130的再沸器103中消耗的能量。而且，可以通过下述方式来减少使用冷凝器102的冷凝过程中花费的成本：在分隔壁蒸馏塔100中的塔顶流120回流到分隔壁蒸馏塔100的塔顶区域104之前，减少在冷凝过程中使用的冷却水的量。根据一个示例性实施例，可以在1至100的范围中调整在完成热交换后回流到蒸馏塔100的塔顶流120的回流比。在热力学方面，可以优选地在5至70，更优选地8.4至17.3的范围中调整塔顶流120的回流比。
而且，当塔顶流120的一些或全部与在蒸馏塔100外部的水交换热量时，可以产生高温流。例如，所产生的高温流可以被用作在制备辛醇的过程中所用的蒸发器、汽提塔或异构体塔中的热源。根据一个示例性实施例，可以在1至100的范围中调整在完成热交换后回流到蒸馏塔100的塔顶流120的回流比。在热力学方面，可以优选地在5至70的范围中，更优选地在18.5至25.5的范围中调整塔顶流120的回流比。
根据一个示例性实施例，在制备方法中，产物流140或塔底流的一些或全部也可以与流向蒸馏塔100内的原料110进一步交换热量。
例如，在制备方法中，塔顶流120的一些或全部可以与蒸馏塔100外部的水交换热量，并且产物流140的一些或全部可以与流向蒸馏塔100内的原料110交换热量。在该情况下，可以在1至100的范围中调整在完成热交换后回流到蒸馏塔100的塔顶流120的回流比。在热力学方面，可以优选地在5至70的范围中，更优选地在7.2至16.5的范围中调整塔顶流的回流比。
根据一个示例性实施例，塔顶流120的一些或全部和产物流140的一些或全部可以与流向蒸馏塔100内的原料110交换热量。在该情况下，可以在1至100的范围中调整在完成热交换后回流到蒸馏塔100的塔顶流120的回流比。在热力学方面，可以优选地在5至70的范围中，更优选地在8.4至17.3的范围中调整塔顶流120的回流比。
在该制备方法中，塔顶流120的一些或全部也可以与在蒸馏塔100外部的水交换热量，并且塔底流的一些或全部可以与流向蒸馏塔100内的原料110交换热量。在该情况下，可以在1至100的范围中调整在完成热交换后回流到蒸馏塔100的塔顶流120的回流比。在热力学方面，可以优选地在5至70的范围中，更优选地在8.1至17.1的范围中调整塔顶流120的回流比。
根据一个示例性实施例，塔顶流120的一些或全部和塔底流130的一些或全部可以与流向蒸馏塔100内的原料110交换热量。在该情况下，可以在1至100的范围中调整在完成热交换后回流到蒸馏塔100的塔顶流120的回流比。在热力学方面，可以优选地在5至70的范围中，更优选地9.1至17.6的范围中调整塔顶流120的回流比。
根据一个示例性实施例，产物流140的一些或全部和塔底流130的一些或全部也可以与流向蒸馏塔100内的原料110交换热量。在该情况下，可以在1至100的范围中调整在完成热交换后回流到蒸馏塔100的塔顶流120的回流比。在热力学方面，可以优选地在5至70的范围中，更优选地12.1至17.0的范围中调整塔顶流120的回流比。
而且，塔顶流120的一些或全部可以与在蒸馏塔100外部的水交换热量，并且塔顶流120的一些或全部和产物流140的一些或全部可以与流向蒸馏塔100内的原料110交换热量。在该情况下，可以在1至100的范围中调整在完成热交换后回流到蒸馏塔100的塔顶流120的回流比。在热力学方面，可以优选地在5至70的范围中，更优选地7.2至16.5的范围中调整塔顶流120的回流比。
当塔顶流130和/或产物流140的一些或全部与流向低温分隔壁蒸馏塔100内的原料110交换热量时，如上所述，当塔顶流120的一些或全部与流向蒸馏塔100内的原料110或与在蒸馏塔100外部的水交换热量时可以实现节能和成本减少效果。另外，可以预热流入分隔壁蒸馏塔100的原料110以提高原料110的温度。因此，可以减小在被配置为提高流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110的温度的加热器中消耗的能量或被配置为加热从分隔壁蒸馏塔100的塔底区域105排出的塔底流130的再沸器103中消耗的能量。而且，可以通过下述方式来减少使用冷却器600或601的冷却过程中花费的成本：在包含辛醇的中间沸点流和/或高沸点流产生为产物之前，减少在冷却过程中使用的冷却水的量。
根据一个示例性实施例，在该制备方法中，在原料110与在分隔壁蒸馏塔100中的塔顶流120或产物流140交换热量之前流入分隔壁蒸馏塔100的原料110可以被保持在温度30℃至50℃，并且，在原料110与在分隔壁蒸馏塔100中的塔顶流120或产物流140交换热量后流入分隔壁蒸馏塔100内的原料110可以被保持在温度60℃至130℃。
根据一个示例性实施例，在根据本申请的制备烷醇的方法中，可以例如在将分隔壁蒸馏塔100的上部保持在0.01Kg/cm2至10Kg/cm2的操作压力的同时执行分离处理。而且，在该制备方法中，可以例如在将分隔壁蒸馏塔100的下部保持在0.3Kg/cm2至11Kg/cm2的操作压力的同时执行分离处理。
有益效果
根据本申请的一个示例性实施例，通过减少在装置的再沸器中使用的蒸汽的量或在冷凝器和冷却器中使用的冷却水的量来在烷醇的制造时促进节能，并且，从用于塔顶流的热交换器产生的蒸汽可以在多种领域中使用。而且，根据本申请的一个示例性实施例，可以制备高纯度烷醇。
附图说明
图1是示出了示例性分隔壁蒸馏塔的图。
图2至图7是示出用于制备烷醇的示例性装置的示例性实施例的图。
图8是示出在比较例1中使用的用于制备烷醇的装置的图。
具体实施方式
以下，将参考根据本申请的实例和未根据本申请的比较例而更详细地描述本申请，但是本申请的范围不限于下面的实例。
实例1
使用分隔壁蒸馏塔制备辛醇，如图2中所示。具体而言，进行向分隔壁蒸馏塔引入包含2-乙基己醇的原料并且分离原料的工艺。在这种情况下，该工艺条件被设置为使得分隔壁蒸馏塔的下部的操作压力和操作温度分别为大约0.8Kg/cm2和大约160℃，并且分隔壁蒸馏塔的上部的操作压力和操作温度分别是大约0.3Kg/cm2和大约95℃。而且，从分隔壁蒸馏塔的塔底区域排出的高沸点流的一些通过再沸器回流到分隔壁蒸馏塔。此外，从分隔壁蒸馏塔的塔顶区域排出的低沸点流和水的一些通过冷凝器被再次引入到分隔壁蒸馏塔内，并且低沸点流的其余部分被分离为产物。在该情况下，从分隔壁蒸馏塔的塔顶区域排出的低沸点组分和水在通过冷凝器之前通过热交换器，该热交换器被配置为产生用于塔顶流的蒸汽。在这种情况下，在分隔壁蒸馏塔中的塔顶流的回流比被设置为使得塔顶流具有18.5至25.5的回流比。
实例2
以与在实例1中相同的方式来精制辛醇，不同之处在于使用被配置为预热用于塔顶流的原料的热交换器，从分隔壁蒸馏塔的塔顶区域排出的低沸点组分和水在通过冷凝器之前与被引入分隔壁蒸馏塔内的原料交换热量，如图3中所示。在该情况下，在分隔壁蒸馏塔中的塔顶流的回流比被设置为使得塔顶流具有8.4至17.3的回流比。
实例3
以与在实例1中相同的方式来精制辛醇，不同之处使用被配置为预热用于产物流的原料的热交换器，从分隔壁蒸馏塔的产物流出区域排出的产物流与被引入分隔壁蒸馏塔内的原料交换热量，然后，产物流通过冷却器流入储存罐，如图4中所示。在此情况下，在分隔壁蒸馏塔中的塔顶流的回流比被设置为使得塔顶流具有15.2至18.5的回流比。
实例4
以与在实例1中相同的方式来精制辛醇，不同之处在于从分隔壁蒸馏塔的塔底区域排出的塔底流的一部分通过再沸器回流到塔底区域，并且，其余塔底流使用热交换器与被引入到分隔壁蒸馏塔内的原料交换热量，该热交换器被配置为预热用于塔底流的原料，如图5中所示。在该情况下，在分隔壁蒸馏塔中的塔顶流的回流比被设置为使得塔顶流具有16.6至19.8的回流比。
实例5
以与在实例1中相同的方式来精制辛醇，不同之处在于从分隔壁蒸馏塔的产物流出区域排出的辛醇的产物流使用被配置为预热用于产物流的原料的热交换器来与被引入到分隔壁蒸馏塔内的原料交换热量，然后，辛醇的产物流通过冷却器，并且从分隔壁蒸馏塔的塔顶区域排出的低沸点组分和水通过被配置为产生用于塔顶流的蒸汽的热交换器，然后低沸点组分和水通过冷凝器，如图6中所示。在该情况下，在分隔壁蒸馏塔中的塔顶流的回流比被设置为使得塔顶流具有7.2至16.5的回流比。
实例6
以与在实例1中相同的方式来精制辛醇，不同之处在于从分隔壁蒸馏塔的塔底区域排出的塔底流的一些通过再沸器回流到塔底区域，其余塔底流使用被配置为预热用于塔底流的原料的热交换器与被引入到分隔壁蒸馏塔内的原料交换热量，并且，从分隔壁蒸馏塔的塔顶区域排出的低沸点组分和水通过被配置为产生用于塔顶流的蒸汽的热交换器，然后，低沸点组分和水通过冷凝器，如图7中所示。在该情况下，在分隔壁蒸馏塔中的塔顶流的回流比被设置为使得塔顶流具有8.1至17.1的回流比。
比较例
使用如图8中所示依序连接的通用类型的蒸馏塔的蒸馏塔总成来精制辛醇。从第一通用类型的蒸馏塔的塔顶区域排出的流通过冷凝器，并且该流的一些然后回流到该通用类型的蒸馏塔，并且该流的其余部分被产生为产物。从第一通用类型的蒸馏塔的塔底区域排出的流通过再沸器，并且，该流的一些然后回流到该通用类型的蒸馏塔，并且该流的其余部分流入第二通用类型的蒸馏塔。从第二蒸馏塔的塔顶区域排出的流通过冷凝器，并且该流的一些部分然后被回流到第二蒸馏塔，并且该流的其余部分被产生为辛醇。从第二蒸馏塔的塔底区域排出的流通过再沸器，并且该流的一些然后回流到第二蒸馏塔，并且该流的其余部分被产生为产物。在该情况下，第一和第二蒸馏塔的塔顶流的回流比被设置为使得第一和第二蒸馏塔的塔顶流分别具有10至20和1至10的回流比。
所用能量的测量
当使用在实例1至6中和比较例中使用的制备装置的每一个来分离和精制辛醇时，测量所用的能量。在下面的表1中列出了结果。
表1
[表1]
如在表1中所列出，披露了在本申请的实例1至6中使用的制备装置当使用制备装置分离辛醇时与比较例的制备装置作比较具有最高达60.5％的节能效果。

Claims (10)

1.一种用于制备烷醇的方法，包括：
令包含由下面的化学式1表示的化合物的原料流入分隔壁蒸馏塔内；以及
蒸馏流入所述分隔壁蒸馏塔内的所述原料，并且将所述原料分离为产物流、塔底流和塔顶流以从中流出，
其中，所述分隔壁蒸馏塔包括：冷凝器、再沸器、被配置为产生用于塔顶流的蒸汽的热交换器、被配置为预热原料的热交换器、和分隔壁，
其中，选自所述塔顶流、所述塔底流和所述产物流中的至少一个流的一些或全部在通过被配置为产生用于塔顶流的蒸汽的热交换器或者被配置为预热原料的热交换器时交换热量，
[化学式1]
R-OH
其中，R表示烷基，
其中，化学式1的化合物是2-乙基己醇，并且
其中，所述塔顶流具有1至100的回流比。
2.根据权利要求1所述的方法，其中，在所述热交换器热交换中，所述塔顶流的一些或全部与水交换热量，或者，选自所述塔底流、所述塔顶流和所述产物流中的至少一个流的一些或全部与流向原料进料区域内的所述原料交换热量。
3.根据权利要求1所述的方法，其中，所述热交换器是下述热交换器，所述热交换器被配置为产生用于塔顶流的蒸汽，所述热交换器被布置在所述冷凝器的前级中并且被配置为使得从塔顶区域流出的所述塔顶流的一些或全部与水交换热量，以产生蒸汽。
4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述热交换器是被配置为预热用于塔顶流的原料的热交换器，所述热交换器被布置在所述冷凝器的前级中并且被配置为使得从塔顶区域流出的所述塔顶流的一些或全部与流向原料进料区域内的所述原料交换热量，以加热所述原料。
5.根据权利要求1所述的方法，其中，所述热交换器是下述热交换器，所述热交换器被配置为预热用于产物流的原料，所述热交换器被布置在原料进料区域的前级中并且被配置为使得从产物流出区域流出的所述产物流的一些或全部与流向原料进料区域内的所述原料交换热量，以加热所述原料。
6.根据权利要求1所述的方法，其中，所述热交换器是下述热交换器：所述热交换器被配置为预热用于塔底流的原料，所述热交换器被布置在原料进料区域的前级中并且被配置为使得从塔底区域流出的所述塔底流的一些或全部与流向原料进料区域的所述原料交换热量，以加热所述原料。
7.根据权利要求1所述的方法，其中，在被配置为产生用于塔顶流的蒸汽的热交换器热交换中，所述塔顶流的一些或全部与水交换热量，以便产生蒸汽，并且
其中，在被配置为预热原料的热交换器热交换中，所述塔底流或产物流的一些或全部与流向原料进料区域内的原料交换热量，以便加热所述原料：
[化学式1]
R-OH
其中，R表示烷基，
其中，化学式1的化合物是2-乙基己醇，并且
其中，所述塔顶流具有1至100的回流比。
8.根据权利要求7所述的方法，其中，被配置为预热原料的所述热交换器是下述热交换器，所述热交换器被配置为预热用于塔底流的原料，其中，从塔底区域流出的所述塔底流的一些或全部与流向原料进料区域的所述原料交换热量，以便加热所述原料。
9.根据权利要求7所述的方法，其中，被配置为预热原料的所述热交换器是被配置为预热用于产物流的原料的热交换器，其中，从产物流出区域流出的所述产物流的一些或全部与流向原料进料区域的所述原料交换热量，以便加热所述原料。
10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述产物流或所述塔底流的一些或全部与流向所述蒸馏塔内的所述原料进一步交换热量。
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Families Citing this family (10)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US9802877B2 (en) * 2014-08-29 2017-10-31 Exxonmobil Chemical Patents Inc. Process of producing para-xylene by alkylation of benzene and/or toluene including treatment of an alkylating agent to remove metal salts
KR101804637B1 (ko) * 2014-10-31 2018-01-10 주식회사 엘지화학 증류 장치
WO2016068677A1 (ko) * 2014-10-31 2016-05-06 주식회사 엘지화학 증류 장치
KR101819278B1 (ko) * 2015-04-03 2018-01-17 주식회사 엘지화학 증류 장치
KR102006422B1 (ko) * 2015-06-08 2019-08-01 주식회사 엘지화학 증류 장치
CN109806607A (zh) * 2017-11-21 2019-05-28 辽宁海德新化工有限公司 一种可提高原料纯度的装置
CN108276250A (zh) * 2018-01-04 2018-07-13 中石化上海工程有限公司 辛醇脱色处理方法
WO2020067797A1 (ko) * 2018-09-28 2020-04-02 주식회사 엘지화학 아미드계 화합물의 회수 방법 및 장치
KR102294876B1 (ko) 2018-09-28 2021-08-27 주식회사 엘지화학 아미드계 화합물의 회수 방법 및 장치
JP7464077B2 (ja) 2022-05-30 2024-04-09 栗田工業株式会社 油分含有廃液からの油分回収方法及び装置

Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1074403C (zh) * 1995-02-23 2001-11-07 塞拉尼斯有限公司 蒸馏醇的方法
CN1280245C (zh) * 2001-12-27 2006-10-18 拜尔公司 三羟甲基丙烷的制备方法
CN102355929A (zh) * 2009-03-19 2012-02-15 Lg化学株式会社 用于制备高纯度丙烯酸的分隔壁蒸馏塔和使用该分隔壁蒸馏塔的分馏方法

Family Cites Families (14)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JPS5855002A (ja) 1981-09-29 1983-04-01 Nippon Oil Co Ltd 蒸溜装置の還流液調節方法
JPH09299702A (ja) * 1996-05-16 1997-11-25 Kyowa Yuka Kk 蒸留方法
JP3329750B2 (ja) 1998-11-05 2002-09-30 住友重機械工業株式会社 蒸留装置及びその蒸留方法
DE19914966A1 (de) 1999-04-01 2000-10-05 Basf Ag Verfahren zur kontinuierlich betriebenen destillativen Abtrennung eines höherschmelzenden Stoffes
US6582564B2 (en) * 2000-08-22 2003-06-24 Sumitomo Heavy Industries, Ltd. Distillation apparatus and distillation method
DE602004025559D1 (de) * 2003-02-21 2010-04-01 Mitsubishi Chem Corp Verfahren zur konzentration von wasserlöslichem organischem material
KR100804821B1 (ko) * 2005-09-02 2008-02-20 주식회사 엘지화학 2-에틸헥산올 공장 부산물 중 2-에틸헥산올과 2-에틸헥실2-에틸헥사노에이트의 정제방법
EP2045232A1 (en) 2007-10-04 2009-04-08 INEOS Phenol GmbH & Co. KG Process for the production of iso-propanol by liquid phase hydrogenation
NO328571B1 (no) 2007-10-12 2010-03-22 Epcon Energy & Process Control Fremgangsmate ved avvanning av en blanding av overveiende etanol og vann
KR101191122B1 (ko) * 2009-01-20 2012-10-15 주식회사 엘지화학 고순도 노르말 부탄올 생산용 분리벽형 증류탑, 및 노르말 부탄올 증류방법
CN102355928B (zh) 2009-03-19 2014-03-12 Lg化学株式会社 用于制备高纯度2-乙基己醇的分隔壁蒸馏塔和采用该分隔壁蒸馏塔的分馏方法
JP2011162502A (ja) 2010-02-12 2011-08-25 Hirotoshi Horizoe 無水エタノールの製造方法
KR101530102B1 (ko) * 2010-12-29 2015-06-18 주식회사 엘지화학 네오펜틸글리콜 정제를 위한 분리벽형 증류탑 및 이를 이용한 정제방법
CN102190559B (zh) * 2011-03-25 2014-03-12 浙江大学 一种使用分隔壁精馏塔精制甲醇的方法及装置

Patent Citations (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
CN1074403C (zh) * 1995-02-23 2001-11-07 塞拉尼斯有限公司 蒸馏醇的方法
CN1280245C (zh) * 2001-12-27 2006-10-18 拜尔公司 三羟甲基丙烷的制备方法
CN102355929A (zh) * 2009-03-19 2012-02-15 Lg化学株式会社 用于制备高纯度丙烯酸的分隔壁蒸馏塔和使用该分隔壁蒸馏塔的分馏方法

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