CN105237327B - 节能型过氧化二异丙苯dcp装置双塔回收异丙苯的方法 - Google Patents

节能型过氧化二异丙苯dcp装置双塔回收异丙苯的方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及一种节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法，主要解决现有技术中能耗较高的问题。本发明通过采用一种节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法，采用高低压双精馏分离塔流程，设置3台热交换器进行物料内部换热，使能量得到合理利用，由此，避免了低温丙二醇溶液的消耗，减少了物料反复加热造成不必要的低压蒸汽消耗约1/3左右的技术方案较好地解决了上述问题，可用于过氧化二异丙苯DCP装置中。

Description

节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法
技术领域
本发明涉及一种节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法。
背景技术
过氧化二异丙苯DCP是一种用途广泛的橡胶硫化剂、聚合反应引发剂、树脂交联剂。工业化生产DCP采用异丙苯作为原料，通过氧化反应和还原反应以及缩合反应三步法生成DCP产品。反应过程中，异丙苯过量加入，多余的异丙苯需要返回循环使用，因此异丙苯回收单元成为DCP装置的一个重要部分。专利申请号CN201320293496.7异丙苯回收装置公开了一种用精馏方法回收异丙苯的工艺，其待处理的异丙苯物料在精馏塔内气液接触，塔釜再沸器用蒸汽加热再沸，塔顶冷凝器分别用循环冷却水和低温丙二醇溶液冷却冷凝，由此实现异丙苯与其它物料的分离，从而回收高纯度的异丙苯。
现有技术在回收异丙苯过程中，采用单精馏分离回异塔流程，关键分离组分的相对挥发度较小，塔釜再沸器用低压蒸汽加热，塔顶冷凝器用循环冷却水和低温丙二醇溶液冷凝，存在分离热力学效率低、低压蒸汽消耗大、循环冷却水和低温丙二醇溶液消耗也大、能量利用不合理等问题。本发明有针对性的解决了该问题。
发明内容
本发明所要解决的技术问题是现有技术中能耗较大的问题，提供一种新的节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法。该方法用于过氧化二异丙苯DCP装置中，具有能耗较小的优点。
为解决上述问题，本发明采用的技术方案如下：一种节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法，待分离的异丙苯物料(2)经由进料预热器(13)预热后送入低压提馏塔(4)进行提馏分离处理，塔釜出料(3)一部分从低压提馏塔(4)塔釜送出，另一部分出料用低压蒸汽由低压塔再沸器(6)加热后返回低压提馏塔(4)塔釜，还有一部分出料与高压精馏塔(5)塔顶出料(1)进行换热，换热后返回低压提馏塔(4)塔釜；低压提馏塔(4)塔顶出料经由低压塔冷凝器(7)冷凝后由低压塔顶增压泵(8)增压后送至第一热交换器(9)与高压精馏塔(5)塔釜回流料进行换热，换热后的物料送入高压精馏塔(5)塔釜进行精馏分离处理；高压精馏塔(5)塔顶出料(1)为高纯度异丙苯，首先送至第二热交换器(12)与部分低压精馏塔塔釜出料(3)进行换热，换热后的塔顶出料一部分作为回流由高压塔顶增压泵(15)增压后送回高压精馏塔(5)，另一部分塔顶出料(1)送至进料预热器(13)与进料(2)进行换热，最后塔顶出料(1)送至塔顶出料冷却器(14)冷却后送出；高压精馏塔(5)釜一部分出料用低压蒸汽由高压塔塔釜再沸器(11)加热后返回高压精馏塔(5)塔釜，另一部分出料用高压塔釜增压泵(10)增压后送至第一热交换器(9)换热后返回低压提馏塔(4)塔顶。
上述技术方案中，高压精馏塔操作温度为110℃-170℃，优选范围为120℃-160℃，更优选范围为130℃-150℃；操作压力为10-60kPaA，优选范围为15-55kPaA，更优选范围为20-50kPaA。低压提馏塔操作温度为60℃-120℃，优选范围为70℃-110℃，更优选范围为80℃-100℃；操作压力为1-12kPaA，优选范围为2-10kPaA，更优选范围为3-8kPaA。高压精馏塔塔顶出料冷却器操作温度为30℃-80℃，优选范围为35℃-75℃，更优选范围为40℃-70℃。高压精馏塔塔釜再沸器操作温度为145℃-175℃，优选范围为150℃-170℃，更优选范围为155℃-165℃。低压提馏塔塔顶冷凝器操作温度为为30℃-90℃，优选范围为35℃-85℃，更优选范围为40℃-80℃。低压提馏塔塔釜再沸器操作温度为为90℃-130℃，优选范围为95℃-120℃，更优选范围为100℃-110℃。进料预热器操作温度为30℃-140℃，优选范围为35℃-130℃，更优选范围为40℃-120℃。第一热交换器操作温度为50℃-170℃，优选范围为60℃-160℃，更优选范围为70℃-150℃。第二热交换器操作温度为80℃-140℃，优选范围为90℃-135℃，更优选范围为100℃-130℃。
上述技术方案中，优选地，所述低压提馏塔(4)塔釜出料(3)10～20wt％从低压提馏塔(4)塔釜送出，5～15wt％出料用低压蒸汽由低压塔再沸器(6)加热后返回低压提馏塔(4)塔釜，85～65wt％出料与高压精馏塔(5)塔顶出料(1)进行换热。
上述技术方案中，优选地，所述高压精馏塔(5)塔顶出料(1)为高纯度异丙苯，首先送至第二热交换器(12)与部分低压精馏塔塔釜出料(3)进行换热，换热后的塔顶出料的65～85wt％作为回流由高压塔顶增压泵(15)增压后送回高压精馏塔(5)，35～15wt％塔顶出料(1)送至进料预热器(13)与进料(2)进行换热。
上述技术方案中，优选地，所述高压精馏塔(5)塔釜50～70wt％出料用低压蒸汽由高压塔塔釜再沸器(11)加热后返回高压精馏塔(5)塔釜，50～30wt％出料用高压塔釜增压泵(10)增压后送至第一热交换器(9)换热后返回低压提馏塔(4)塔顶。
本发明将待分离物料与高压精馏塔塔顶物料进行换热，低压提馏塔塔顶出料与高压精馏塔塔釜出料进行换热，高压精馏塔塔顶出料与低压提馏塔塔釜出料进行换热，由此，减少低压蒸汽消耗约1/3左右，取得了较好的技术效果。
附图说明
图1为本发明所述方法的流程示意图。
待分离的异丙苯物料(2)经由进料预热器(13)预热后送入低压提馏塔(4)进行提馏分离处理，塔釜出料(3)一部分从低压提馏塔(4)塔釜送出，另一部分出料用低压蒸汽由低压塔再沸器(6)加热后返回低压提馏塔(4)塔釜，还有一部分出料与高压精馏塔(5)塔顶出料(1)进行换热，换热后返回低压提馏塔(4)塔釜；低压提馏塔(4)塔顶出料经过由低压塔冷凝器(7)冷却冷凝后由低压塔顶增压泵(8)增压后送至第一热交换器(9)与高压精馏塔(5)塔釜回流料进行换热，换热后的物料送入高压精馏塔(5)塔釜进行精馏分离处理；高压精馏塔(5)塔顶出料(1)为高纯度异丙苯，首先送至第二热交换器(12)与部分低压精馏塔塔釜出料(3)进行换热，换热后的塔顶出料一部分作为回流由高压塔顶增压泵(15)增压后送回高压精馏塔(5)，另一部分塔顶出料(1)送至进料预热器(13)与进料(2)进行换热，最后塔顶出料(1)送至塔顶出料冷却器(14)冷却后送出；高压精馏塔(5)釜一部分出料用低压蒸汽由高压塔塔釜再沸器(11)加热后返回高压精馏塔(5)塔釜，另一部分出料用高压塔釜增压泵(10)增压后送至第一热交换器(9)换热后返回低压提馏塔(4)塔顶。
下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。
具体实施方式
【对比例1】
以生产规模为100吨/年DCP装置为例，现有技术采用单精馏分离回异塔流程，待分离的异丙苯物料首先在进料预热器内预热后送入回异塔，回异塔塔顶出料经过塔顶冷凝器冷却冷凝后外送，塔釜物料经过塔釜再沸器返回回异塔，塔釜出料外送。回异塔进料与塔顶出料和塔釜出料的质量分率如下：
回异塔塔顶冷凝器热负荷5.3(KW)，回异塔塔釜再沸器热负荷5.5(KW)。
【实施例1】
以生产规模为100吨/年DCP装置为例，低压提馏回异塔进料与高压精馏回异塔塔顶出料和低压提馏回异塔塔釜出料的质量分率同【对比例1】，采用本发明节能型高低压双精馏分离塔回收异丙苯的工艺流程，其精馏塔和换热器的操作参数如下：
低压提馏塔(4)塔釜出料(3)中的12.3wt％从低压提馏塔(4)塔釜送出，7.8wt％出料用低压蒸汽由低压塔再沸器(6)加热后返回低压提馏塔(4)塔釜，79.9wt％出料与高压精馏塔(5)塔顶出料(1)进行换热。高压精馏塔(5)塔顶出料(1)为高纯度异丙苯，首先送至第二热交换器(12)与部分低压精馏塔塔釜出料(3)进行换热，换热后的塔顶出料中的68.2wt％作为回流由高压塔顶增压泵(15)增压后送回高压精馏塔(5)，31.8wt％塔顶出料(1)送至进料预热器(13)与进料(2)进行换热。高压精馏塔(5)塔釜56.5wt％出料用低压蒸汽由高压塔塔釜再沸器(11)加热后返回高压精馏塔(5)塔釜，43.5wt％出料用高压塔釜增压泵(10)增压后送至第一热交换器(9)换热后返回低压提馏塔(4)塔顶。
将待分离物料与高压精馏塔塔顶物料进行换热，低压提馏塔塔顶出料与高压精馏塔塔釜出料进行换热，高压精馏塔塔顶出料与低压提馏塔塔釜出料进行换热，提高了分离热力学效率，避免了低温丙二醇溶液的消耗，减少了物料反复加热造成不必要的低压蒸汽消耗，能量得到了合理利用。由此，换热器的热负荷和减少蒸汽消耗如下：
高压塔塔顶出料冷却器热负荷(KW) 0.3 第一热交换器热负荷(KW) 1.9
高压塔塔釜再沸器热负荷(KW) 3.0 第二热交换器热负荷(KW) 4.6
低压塔塔顶冷凝器热负荷(KW) 5.0 双塔塔顶冷凝器热负荷(KW) 5.3
低压塔塔釜再沸器热负荷(KW) 0.7 双塔塔釜再沸器热负荷(KW) 3.7
进料预热器热负荷(KW) 0.4 减少蒸汽消耗(kg/hr) 2.9
与【对比例1】相比，减少蒸汽消耗32.7％左右。
【对比例2】
以生产规模为800吨/年DCP装置为例，现有技术采用单精馏分离回异塔流程，回异塔进料与塔顶出料和塔釜出料的质量分率同【对比例1】，回异塔塔顶冷凝器热负荷42.2(KW)，回异塔塔釜再沸器热负荷44.2(KW)。
【实施例2】
以生产规模为800吨/年DCP装置为例，低压提馏回异塔进料与高压精馏回异塔塔顶出料和低压提馏回异塔塔釜出料的质量分率同【对比例1】，采用本发明高低压双精馏分离塔回收异丙苯的工艺流程，其精馏塔和换热器的操作参数同【实施例1】。由此，换热器的热负荷和减少蒸汽消耗如下：
高压塔塔顶出料冷却器热负荷(KW) 2.6 第一热交换器热负荷(KW) 15.5
高压塔塔釜再沸器热负荷(KW) 24.2 第二热交换器热负荷(KW) 36.5
低压塔塔顶冷凝器热负荷(KW) 39.7 双塔塔顶冷凝器热负荷(KW) 42.2
低压塔塔釜再沸器热负荷(KW) 5.8 双塔塔釜再沸器热负荷(KW) 30.0
进料预热器热负荷(KW) 3.2 减少蒸汽消耗(kg/hr) 23.5
与【对比例2】相比，减少蒸汽消耗32.1％左右。
【对比例3】
以生产规模为1万吨/年DCP装置为例，现有技术采用单精馏分离回异塔流程，回异塔进料与塔顶出料和塔釜出料的质量分率同【对比例1】，回异塔塔顶冷凝器热负荷527.5(KW)，回异塔塔釜再沸器热负荷552.5(KW)。
【实施例3】
以生产规模为1万吨/年DCP装置为例，低压提馏回异塔进料与高压精馏回异塔塔顶出料和低压提馏回异塔塔釜出料的质量分率同【对比例1】，采用本发明高低压双精馏分离塔回收异丙苯的工艺流程，其精馏塔和换热器的操作参数同【实施例1】。由此，换热器的热负荷和减少蒸汽消耗如下：
高压塔塔顶出料冷却器热负荷(KW) 31.9 第一热交换器热负荷(KW) 193.1
高压塔塔釜再沸器热负荷(KW) 302.5 第二热交换器热负荷(KW) 455.6
低压塔塔顶冷凝器热负荷(KW) 495.6 双塔塔顶冷凝器热负荷(KW) 527.5
低压塔塔釜再沸器热负荷(KW) 71.9 双塔塔釜再沸器热负荷(KW) 374.4
进料预热器热负荷(KW) 40.0 减少蒸汽消耗(kg/hr) 293.9
与【对比例3】相比，减少蒸汽消耗32.2％左右。
【对比例4】
以生产规模为3万吨/年DCP装置为例，现有技术采用单精馏分离回异塔流程，回异塔进料与塔顶出料和塔釜出料的质量分率同【对比例1】，回异塔塔顶冷凝器热负荷1582.5(KW)，回异塔塔釜再沸器热负荷1657.5(KW)。
【实施例4】
以生产规模为3万吨/年DCP装置为例，低压提馏回异塔进料与高压精馏回异塔塔顶出料和低压提馏回异塔塔釜出料的质量分率同【对比例1】，采用本发明高低压双精馏分离塔回收异丙苯的工艺流程，其精馏塔和换热器的操作参数同【实施例1】。由此，换热器的热负荷和减少蒸汽消耗如下：
高压塔塔顶出料冷却器热负荷(KW) 95.6 第一热交换器热负荷(KW) 579.4
高压塔塔釜再沸器热负荷(KW) 907.5 第二热交换器热负荷(KW) 1366.9
低压塔塔顶冷凝器热负荷(KW) 1486.9 双塔塔顶冷凝器热负荷(KW) 1582.5
低压塔塔釜再沸器热负荷(KW) 215.6 双塔塔釜再沸器热负荷(KW) 1123.1
进料预热器热负荷(KW) 120.0 减少蒸汽消耗(kg/hr) 881.8
与【对比例4】相比，减少蒸汽消耗32.2％左右。
【对比例5】
以生产规模为7万吨/年DCP装置为例，现有技术采用单精馏分离回异塔流程，回异塔进料与塔顶出料和塔釜出料的质量分率同【对比例1】，回异塔塔顶冷凝器热负荷3692.5(KW)，回异塔塔釜再沸器热负荷3867.5(KW)。
【实施例5】
以生产规模为7万吨/年DCP装置为例，低压提馏回异塔进料与高压精馏回异塔塔顶出料和低压提馏回异塔塔釜出料的质量分率同【对比例1】，采用本发明高低压双精馏分离塔回收异丙苯的工艺流程，其精馏塔和换热器的操作参数同【实施例1】。由此，换热器的热负荷和减少蒸汽消耗如下：
高压塔塔顶出料冷却器热负荷(KW) 223.1 第一热交换器热负荷(KW) 1351.9
高压塔塔釜再沸器热负荷(KW) 2117.5 第二热交换器热负荷(KW) 3189.4
低压塔塔顶冷凝器热负荷(KW) 3469.4 双塔塔顶冷凝器热负荷(KW) 3692.5
低压塔塔釜再沸器热负荷(KW) 503.1 双塔塔釜再沸器热负荷(KW) 2620.6
进料预热器热负荷(KW) 280.0 减少蒸汽消耗(kg/hr) 2057.5
与【对比例5】相比，减少蒸汽消耗32.2％左右。
【对比例6】
同【对比例4】，仍以生产规模为3万吨/年DCP装置为例，现有技术采用单精馏分离回异塔流程，回异塔进料与塔顶出料和塔釜出料的质量分率同【对比例1】，回异塔塔顶冷凝器热负荷1566.7(KW)，回异塔塔釜再沸器热负荷1640.9(KW)。
【实施例6】
同【实施例4】，仍以生产规模为3万吨/年DCP装置为例，低压提馏回异塔进料与高压精馏回异塔塔顶出料和低压提馏回异塔塔釜出料的质量分率同【对比例1】，只是操作参数改变。采用本发明高低压双精馏分离塔回收异丙苯的工艺流程，其精馏塔和换热器的操作参数如下：
低压提馏塔(4)塔釜出料(3)中的10.0wt％从低压提馏塔(4)塔釜送出，5.0wt％出料用低压蒸汽由低压塔再沸器(6)加热后返回低压提馏塔(4)塔釜，85.0wt％出料与高压精馏塔(5)塔顶出料(1)进行换热。高压精馏塔(5)塔顶出料(1)为高纯度异丙苯，首先送至第二热交换器(12)与部分低压精馏塔塔釜出料(3)进行换热，换热后的塔顶出料中的65.0wt％作为回流由高压塔顶增压泵(15)增压后送回高压精馏塔(5)，35.0wt％塔顶出料(1)送至进料预热器(13)与进料(2)进行换热。高压精馏塔(5)塔釜50.0wt％出料用低压蒸汽由高压塔塔釜再沸器(11)加热后返回高压精馏塔(5)塔釜，50.0wt％出料用高压塔釜增压泵(10)增压后送至第一热交换器(9)换热后返回低压提馏塔(4)塔顶。
由此，换热器的热负荷和减少蒸汽消耗如下：
高压塔塔顶出料冷却器热负荷(KW) 93.7 第一热交换器热负荷(KW) 567.8
高压塔塔釜再沸器热负荷(KW) 889.4 第二热交换器热负荷(KW) 1339.5
低压塔塔顶冷凝器热负荷(KW) 1457.1 双塔塔顶冷凝器热负荷(KW) 1550.9
低压塔塔釜再沸器热负荷(KW) 211.3 双塔塔釜再沸器热负荷(KW) 1100.7
进料预热器热负荷(KW) 117.6 减少蒸汽消耗(kg/hr) 900.5
与【对比例6】相比，减少蒸汽消耗32.9％左右。
【对比例7】
同【对比例4】，仍以生产规模为3万吨/年DCP装置为例，现有技术采用单精馏分离回异塔流程，回异塔进料与塔顶出料和塔釜出料的质量分率同【对比例1】，回异塔塔顶冷凝器热负荷1596.7(KW)，回异塔塔釜再沸器热负荷1672.4(KW)。
【实施例7】
同【实施例4】，仍以生产规模为3万吨/年DCP装置为例，低压提馏回异塔进料与高压精馏回异塔塔顶出料和低压提馏回异塔塔釜出料的质量分率同【对比例1】，只是操作参数改变。采用本发明高低压双精馏分离塔回收异丙苯的工艺流程，其精馏塔和换热器的操作参数如下：
低压提馏塔(4)塔釜出料(3)中的20.0wt％从低压提馏塔(4)塔釜送出，15.0wt％出料用低压蒸汽由低压塔再沸器(6)加热后返回低压提馏塔(4)塔釜，65.0wt％出料与高压精馏塔(5)塔顶出料(1)进行换热。高压精馏塔(5)塔顶出料(1)为高纯度异丙苯，首先送至第二热交换器(12)与部分低压精馏塔塔釜出料(3)进行换热，换热后的塔顶出料中的85.0wt％作为回流由高压塔顶增压泵(15)增压后送回高压精馏塔(5)，15.0wt％塔顶出料(1)送至进料预热器(13)与进料(2)进行换热。高压精馏塔(5)塔釜70.0wt％出料用低压蒸汽由高压塔塔釜再沸器(11)加热后返回高压精馏塔(5)塔釜，30.0wt％出料用高压塔釜增压泵(10)增压后送至第一热交换器(9)换热后返回低压提馏塔(4)塔顶。
由此，换热器的热负荷和减少蒸汽消耗如下：
高压塔塔顶出料冷却器热负荷(KW) 97.3 第一热交换器热负荷(KW) 589.2
高压塔塔釜再沸器热负荷(KW) 922.9 第二热交换器热负荷(KW) 1390.1
低压塔塔顶冷凝器热负荷(KW) 1512.2 双塔塔顶冷凝器热负荷(KW) 1609.4
低压塔塔釜再沸器热负荷(KW) 219.3 双塔塔釜再沸器热负荷(KW) 1142.2
进料预热器热负荷(KW) 122.0 减少蒸汽消耗(kg/hr) 867.1
与【对比例7】相比，减少蒸汽消耗31.7％左右。

Claims (3)

1.一种节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法，待分离的异丙苯物料(2)经由进料预热器(13)预热后送入低压提馏塔(4)进行提馏分离处理，塔釜出料(3)一部分从低压提馏塔(4)塔釜送出，另一部分出料用低压蒸汽由低压塔再沸器(6)加热后返回低压提馏塔(4)塔釜，还有一部分出料与高压精馏塔(5)塔顶出料(1)进行换热，换热后返回低压提馏塔(4)塔釜；低压提馏塔(4)塔顶出料经由低压塔冷凝器(7)冷凝后由低压塔顶增压泵(8)增压后送至第一热交换器(9)与高压精馏塔(5)塔釜回流料进行换热，换热后的物料送入高压精馏塔(5)塔釜进行精馏分离处理；高压精馏塔(5)塔顶出料(1)为高纯度异丙苯，首先送至第二热交换器(12)与部分低压提馏塔塔釜出料(3)进行换热，换热后的塔顶出料一部分作为回流由高压塔顶增压泵(15)增压后送回高压精馏塔(5)，另一部分塔顶出料(1)送至进料预热器(13)与进料(2)进行换热，最后塔顶出料(1)送至塔顶出料冷却器(14)冷却后送出；高压精馏塔(5)釜一部分出料用低压蒸汽由高压塔塔釜再沸器(11)加热后返回高压精馏塔(5)塔釜，另一部分出料用高压塔釜增压泵(10)增压后送至第一热交换器(9)换热后返回低压提馏塔(4)塔顶；所述高压精馏塔操作温度为110℃-170℃，操作压力为10-60kPaA；低压提馏塔操作温度为60℃-120℃，操作压力为1-12kPaA；高压精馏塔塔顶出料冷却器操作温度为30℃-80℃，高压精馏塔塔釜再沸器操作温度为145℃-175℃，低压提馏塔塔顶冷凝器操作温度为30℃-90℃，低压提馏塔塔釜再沸器操作温度为90℃-130℃，进料预热器操作温度为30℃-140℃，第一热交换器操作温度为50℃-170℃，第二热交换器操作温度为80℃-140℃；所述低压提馏塔(4)塔釜出料(3)10～20wt％从低压提馏塔(4)塔釜送出，5～15wt％出料用低压蒸汽由低压塔再沸器(6)加热后返回低压提馏塔(4)塔釜，85～65wt％出料与高压精馏塔(5)塔顶出料(1)进行换热；所述高压精馏塔(5)塔顶出料(1)为高纯度异丙苯，首先送至第二热交换器(12)与部分低压提馏塔塔釜出料(3)进行换热，换热后的塔顶出料的65～85wt％作为回流由高压塔顶增压泵(15)增压后送回高压精馏塔(5)，35～15wt％塔顶出料(1)送至进料预热器(13)与进料(2)进行换热；所述高压精馏塔(5)塔釜50～70wt％出料用低压蒸汽由高压塔塔釜再沸器(11)加热后返回高压精馏塔(5)塔釜，50～30wt％出料用高压塔釜增压泵(10)增压后送至第一热交换器(9)换热后返回低压提馏塔(4)塔顶。
2.根据权利要求1所述节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法，其特征在于所述高压精馏塔操作温度为120℃-160℃，操作压力为15-55kPaA，低压提馏塔操作温度为70℃-110℃，操作压力为2-10kPaA，高压精馏塔塔顶出料冷却器操作温度为35℃-75℃，高压精馏塔塔釜再沸器操作温度为150℃-170℃，低压提馏塔塔顶冷凝器操作温度为35℃-85℃，低压提馏塔塔釜再沸器操作温度为95℃-120℃，进料预热器操作温度为35℃-130℃，第一热交换器操作温度为60℃-160℃，第二热交换器操作温度为90℃-135℃。
3.根据权利要求1所述节能型过氧化二异丙苯DCP装置双塔回收异丙苯的方法，其特征在于所述高压精馏塔操作温度为130℃-150℃；操作压力为20-50kPaA，低压提馏塔操作温度为80℃-100℃；操作压力为3-8kPaA，高压精馏塔塔顶出料冷却器操作温度为40℃-70℃，高压精馏塔塔釜再沸器操作温度为155℃-165℃，低压提馏塔塔顶冷凝器操作温度为40℃-80℃，低压提馏塔塔釜再沸器操作温度为100℃-110℃，进料预热器操作温度为40℃-120℃，第一热交换器操作温度为70℃-150℃，第二热交换器操作温度为100℃-130℃。
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