CN105964007A - 一种分离正丁醇-异丁醇混合物的设备和工艺 - Google Patents

Abstract

本发明提出一种分离正丁醇‑异丁醇混合物的设备和工艺，所述设备包括：第一换热器；第二换热器；低压塔；压缩机；高压塔；第三换热器。根据本发明实施例的分离正丁醇‑异丁醇混合物的设备，涉及差压热耦合精馏与自热回收精馏的分离方法，具体是指一种分离正丁醇与异丁醇混合物的自热回收与差压热耦合集成精馏工艺，本套工艺及设备也可用于其他类似近沸点混合物分离，利用该方法可以得到高纯度的正丁醇与异丁醇产品，同时达到节能的目的。

Description

一种分离正丁醇-异丁醇混合物的设备和工艺

技术领域

本发明涉及化工技术领域，特别是涉及一种分离正丁醇-异丁醇混合物的设备和工艺。

背景技术

正丁醇是一种无色、有酒精气味的液体，沸点117.7℃，稍溶于水，是多种涂料的溶剂和制备增塑剂邻苯二甲酸二丁酯的原料，也用于制造丙烯酸丁酯、醋酸丁酯、乙二醇丁醚以及作为有机合成中间体和生物化学药的萃取剂，还用于制造表面活性剂。异丁醇是一种无色透明，有特殊气味的液体，沸点107℃，微溶于水，易溶于乙醇和乙醚，是多种油类、橡胶、天然树脂的溶剂，也可用作分析试剂、色谱分析试剂、溶剂及萃取剂等高级溶剂，也是有机合成石油添加剂、抗氧剂、2，6-二叔丁基对甲酚、乙酸异丁酯、增塑剂、合成橡胶、精油和药物的原料。由于正丁醇和异丁醇的混合物作为反应原料和溶剂普遍存在于有机合成、食品和医药等行业，因此将正丁醇和异丁醇进行有效的分离具有十分重要的意义。

常压下正丁醇和异丁醇的沸点非常接近，大小相差10.7℃，组分间的相对挥发度很小。对于沸点相差很小的混合物，采用常规精馏可能无法进行分离或需要较多的塔板数和较大的回流比，还要进行加压或制冷等操作，造成能耗与设备投资很高，经济上不合理。如何采用新技术降低正丁醇与异丁醇分离过程的能耗，越来越引起人们的重视，相继出现了一些新方法。

中国专利CN 103804140A提出一种连续侧线精馏和加盐萃取精馏分离正丁醇和异丁醇的方法，该发明提供了一种分离正丁醇和异丁醇的节能工艺，以一次精馏分离得到的第一侧线物流(高纯度的正丁醇和异丁醇混合物)作为萃取精馏工艺进料，以钾盐为萃取剂进行萃取精馏，通过加大组分间的相对挥发度来减少回流比，从而达到减少能量消耗的目的，但是仍没有摆脱向塔底换热器输入热量，从塔顶冷凝器移走热量的常规精馏工艺，另外由于萃取剂的引入，需要额外增加一个萃取剂回收塔，这势必会造成设备投资费用与操作费用的增加。

中国专利CN 201420738995提出一种丁醛加氢生产丁醇的反应精馏装置，该发明提供了一种丁醛生产丁醇的反应精馏装置，原料丁醛与氢气经反应精馏塔、丁醇精馏塔反应与分离后得到丁醇产品，随后丁醇产品在正异丁醇分离塔实现分离，塔底得到质量纯度高于99.5％的正丁醇产品，塔顶得到质量纯度高于99％的异丁醇产品，虽然在单个精馏塔内得到高纯度的正丁醇与异丁醇产品，但是塔顶的液相回流很大，回流比为20～100，较高的回流比会造成操作费用与设备费用的增加，降低工艺装置运行的经济性。

文献(Industrial&Engineering Chemistry Research，2014，53(37):14440-14445)中公开了两种机械蒸汽再压缩式热泵精馏流程来分离正丁醇和异丁醇混合物，结果表明相对于常规精馏，塔釜液体闪蒸再沸式热泵精馏与塔顶气体直接压缩式热泵精馏可分别节能67.92％与72.92％，虽然节能效果显著，但其没有考虑原料预热部分，增加对原料预热工艺后，节能为50％左右。

文献(China Petroleum Processing and Petrochemical Technology，2015，17(4)：111-120)中公开了一种采用自热回收精馏分离正丁醇和异丁醇混合物的工艺，由于充分利用了系统的显热与潜热，可实现能量与设备的显著节约。结果表明，相较于常规精馏与塔顶气体直接压缩式热泵精馏，自热回收精馏工艺的年总费用可分别节省37.74％与11.35％。

发明内容

本发明旨在至少在一定程度上解决相关技术中的技术问题之一。

为此，本发明的一个目的在于提出一种分离正丁醇-异丁醇混合物的设备，结合自热回收精馏与差压热耦合精馏优势，设计出自热回收与差压热耦合集成精馏工艺流程，并将其成功应用于正丁醇与异丁醇的分离，得到质量纯度均大于99％的正丁醇与异丁醇产品，能耗较常规精馏工艺可节省60％左右。

本发明的另一目的在于提出一种分离正丁醇-异丁醇混合物的工艺。

根据本发明实施例的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备，包括：第一换热器，所述第一换热器具有互相间隔的第一流体通道和第二流体通道；第二换热器，所述第二换热器具有互相间隔的第三流体通道和第四流体通道，所述第一流体通道的输出端与所述第三流体通道的输入端相连，所述第四流体通道具有第一输出端和第二输出端；低压塔，所述低压塔具有第一进料口、第一塔顶出口和第一塔底出口，所述第一进料口与所述第三流体通道的输出端相连，所述第一塔底出口与所述第二流体通道的输入端相连；压缩机，所述压缩机的输入端与所述第一塔顶出口相连；高压塔，所述高压塔具有第二进料口、第二塔顶出口和第二塔底出口，所述第二进料口与所述压缩机的输出端相连，所述第二塔底出口与所述低压塔的塔顶相连，所述第四流体通道的第一输出端与所述高压塔的塔顶相连；第三换热器，所述第三换热器具有互相间隔的第五流体通道和第六流体通道，所述第五流体通道的输入端与所述第一塔底出口相连，所述第五流体通道的输出端与所述低压塔的塔底相连，所述第六流体通道的输入端与所述第二塔顶出口相连，所述第六流体通道的输出端与所述第四流体通道的输入端相连。

根据本发明实施例的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备，涉及差压热耦合精馏与自热回收精馏的分离方法，具体是指一种分离正丁醇与异丁醇混合物的自热回收与差压热耦合集成精馏工艺，本套工艺及设备也可用于其他类似近沸点混合物分离，利用该方法可以得到高纯度的正丁醇与异丁醇产品，同时达到节能的目的。

另外，根据本发明上述实施例的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备还可以具有如下附加的技术特征：

根据本发明的一个实施例，所述的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备还包括第一冷却器，所述第一冷却器与所述第二流体通道的输出端相连。

根据本发明的一个实施例，所述的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备还包括第二冷却器，所述第二冷却器设在所述第四流体通道的第一输出端与所述高压塔的塔顶之间。

根据本发明的一个实施例，所述的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备，其特征在于，还包括第三冷却器，所述第三冷却器与所述第四流体通道的第二输出端相连。

根据本发明的一个实施例，所述低压塔的理论板数为32～37，操作压力为0.09MPa～0.1MPa，塔顶温度109.51℃～113.21℃，塔底温度为120.00℃～123.42℃，塔底再沸蒸汽比为4.662～4.843。

根据本发明的一个实施例，所述高压塔的理论板数为30～35，操作压力为0.22MPa～0.32MPa，塔顶温度130.72℃～143.37℃，塔底温度为140.84℃～154.21℃，塔顶回流比为6.273～7.079。

根据本发明的一个实施例，所述第一流体通道的温差≥5℃，所述第二流体通道的温差≥10℃，所述第三流体通道的温差≥5℃，所述第四流体通道的温差≥10℃，所述第五流体通道的平均温度比所述第六流体通道的平均温度低10℃～20℃。

根据本发明的一个实施例，所述压缩机的压缩比为2.4～3.4。

根据本发明的一个实施例，所述第一进料口位于所述低压塔的顶部，所述第二进料口位于所述高压塔的底部。

根据本发明实施例的一种分离正丁醇-异丁醇混合物的工艺，根据上述任一项所述的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备进行，包括以下步骤：

含有正丁醇和异丁醇的物流经由所述第一换热器、所述第二换热器两次预热后，以饱和液相物流从所述低压塔的顶部进入，在所述低压塔内实现正丁醇的提纯，所述低压塔的塔底为正丁醇物料，其中一部分正丁醇物料经所述第三换热器换热后返回到所述低压塔的塔底，另一部分正丁醇物料送入后续工艺；

所述低压塔的塔顶蒸汽物料经所述压缩机升温升压进入所述高压塔底部作为上升蒸汽物料，在所述高压塔内实现异丁醇的提纯，所述高压塔塔底液相物料在压差的推动下进入所述低压塔的顶部，所述高压塔塔顶的异丁醇蒸汽物料作为所述第三换热器热源，换热后的异丁醇气液混合物料送入后续工艺；

正丁醇物料作为热源经由所述第一换热器换热后，再经冷却后，以常温正丁醇产品物料采出；异丁醇气液混合物料作为热源经所述第二换热器换热后，再经冷却后，冷凝后的饱和液相异丁醇一部分作为所述高压塔液相回流，另一部分经冷却后，以常温异丁醇产品物料采出。

本发明的附加方面和优点将在下面的描述中部分给出，部分将从下面的描述中变得明显，或通过本发明的实践了解到。

附图说明

图1是根据本发明一个实施例的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备示意图。

具体实施方式

下面详细描述本发明的实施例，所述实施例的示例在附图中示出，其中自始至终相同或类似的标号表示相同或类似的元件或具有相同或类似功能的元件。下面通过参考附图描述的实施例是示例性的，旨在用于解释本发明，而不能理解为对本发明的限制。

下面参考附图来详细描述根据本发明实施例的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备。

如图1所示，根据本发明实施例的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备，包括：第一换热器100，第二换热器200，低压塔300，压缩机400，高压塔500，第三换热器600；

具体地说，第一换热器100具有互相间隔的第一流体通道和第二流体通道；

第二换热器200具有互相间隔的第三流体通道和第四流体通道，所述第一流体通道的输出端102与所述第三流体通道的输入端201相连，所述第四流体通道具有第一输出端2041和第二输出端2042；

低压塔300具有第一进料口301、第一塔顶出口302和第一塔底出口303，第一进料口301与所述第三流体通道的输出端202相连，第一塔底出口303与所述第二流体通道的输入端103相连；第一进料口301位于低压塔300的顶部；

压缩机400的输入端401与第一塔顶出口302相连；

高压塔500具有第二进料口501、第二塔顶出口502和第二塔底出口503，第二进料口501与压缩机400的输出端402相连，所述第二塔底出口与所述低压塔的塔顶相连，所述第四流体通道的第一输出端与所述高压塔的塔顶相连；第二进料口501位于高压塔500的底部；

第三换热器600具有互相间隔的第五流体通道和第六流体通道，所述第五流体通道的输入端603与第一塔底出口303相连，所述第五流体通道的输出端604与低压塔300的塔底相连，所述第六流体通道的输入端601与第二塔顶出口502相连，所述第六流体通道的输出端602与所述第四流体通道的输入端203相连。

根据本发明实施例的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备，涉及差压热耦合精馏与自热回收精馏的分离方法，具体是指一种分离正丁醇与异丁醇混合物的自热回收与差压热耦合集成精馏工艺，本套工艺及设备也可用于其他类似近沸点混合物分离，利用该方法可以得到高纯度的正丁醇与异丁醇产品，同时达到节能的目的。

根据本发明的一个实施例，所述的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备还包括第一冷却器710，第二冷却器720，第三冷却器730，第一冷却器710与所述第二流体通道的输出端104相连。第二冷却器720设在所述第四流体通道的第一输出端2041与高压塔500的塔顶之间。第三冷却器730与所述第四流体通道的第二输出端2042相连。

根据本发明的一个实施例，低压塔300的操作压力为0.09MPa～0.1MPa，塔顶温度109.51℃～113.21℃，塔底温度为120.00℃～123.42℃，塔底再沸蒸汽比为4.662～4.843。高压塔500的操作压力为0.22MPa～0.32MPa，塔顶温度130.72℃～143.37℃，塔底温度为140.84℃～154.21℃，塔顶回流比为6.273～7.079。

根据本发明的一个实施例，第一换热器100的所述第一流体通道的温差≥5℃，第一换热器100的所述第二流体通道的温差≥10℃，第二换热器200的所述第三流体通道的温差≥5℃，第二换热器200的所述第四流体通道的温差≥10℃，第三换热器600的所述第五流体通道的平均温度比第三换热器600的所述第六流体通道的平均温度低10℃～20℃。压缩机400的压缩比为2.4～3.4。

换言之，根据本发明实施例的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备，所涉及的主要设备有：第一换热器100，第二换热器200，低压塔300，压缩机400，高压塔500，第三换热器600，第一冷却器710，第二冷却器720，第三冷却器730。

本发明中高压塔采用加压操作，低压塔采用减压或常压操作，减压可以增大组分间的相对挥发度，节省能耗。差压热耦合精馏技术就是将普通精馏塔分割为常规分馏和降压分馏两个塔，常规分馏塔和降压分馏塔在本发明中分别指高压塔与低压塔，低压塔的操作压力与常规单塔相同，而高压塔采用加压操作来提高塔顶温度，以使塔顶物料的温度高于低压塔塔底物料的温度，这样就可以利用高压塔塔顶蒸汽的潜热作为低压塔塔底换热器的热源，进行两塔的热耦合，实现这一过程的第三换热器既是高压塔的冷凝器，又是低压塔的再沸器，实现了降低能耗和设备投资的目的，高压塔与低压塔之间配备有压缩机来保证气体从低压塔进入高压塔。本发明中自热回收部分是指对高压塔塔顶蒸汽与低压塔塔底液相物料的余热进行回收，并将其用于原料预热，从而实现系统内的热量匹配，而不需要外界热量的输入。

采用根据本发明实施例的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备进行正丁醇-异丁醇混合物的工艺流程如下：

工艺流程可概括为，在高压塔500进行异丁醇的精馏提纯，在低压塔300进行正丁醇的提馏提纯，并对高压塔500塔顶蒸汽的冷凝潜热与低压塔300塔底物料的显热进行回收利用，具体过程如下：

a.含有正丁醇和异丁醇的物流经由第一换热器100、第二换热器200两次预热后，以饱和液相物流从低压塔300的顶部进入，在低压塔300内实现正丁醇的提纯，低压塔300塔底为正丁醇物料，其中一部分物流经第三换热器600换热后返回到低压塔300的塔底，另一部分正丁醇物料送入后续工艺，低压塔300的塔顶蒸汽物料经压缩机400升温升压进入高压塔500底部作为上升蒸汽物料，在高压塔500内实现异丁醇的提纯，高压塔500塔底液相物料在压差的推动下进入低压塔300顶部，塔顶异丁醇蒸汽物料作为第三换热器600热源，换热后的异丁醇气液混合物料送入后续工艺。

b.正丁醇物料作为热源经由第一换热器100换热后，进入第一冷却器710，随后以常温正丁醇产品物料采出，异丁醇气液混合物料作为热源经第二换热器200换热后，进入第二冷却器720，冷凝后的饱和液相异丁醇一部分作为高压塔500液相回流，另一部分经第三冷却器730冷却后，以常温异丁醇产品物料采出。

常规的原料预热是采用热公用工程直接供热，这种方式会导致能量的降级，使高品位能量变为低品位能量，甚至僵态能量，本发明原料预热首先采用低压塔塔底物料的显热升高温度，其次采用高压塔塔顶蒸汽的潜热将温度提高为低压塔进料温度要求，利用系统工艺物流的余热来完成原料预热，不仅节省了能耗同时也提高了能量的利用效率。

本发明在操作过程中，压缩机的压缩比为2.4～3.4。低压塔300的理论板数为32～37，操作压力为0.09MPa～0.1MPa，塔顶温度109.51℃～113.21℃，塔底温度为120.00℃～123.42℃，塔底再沸蒸汽比为4.662～4.843。高压塔500的理论板数为30～35，操作压力为0.22MPa～0.32MPa，塔顶温度130.72℃～143.37℃，塔底温度为140.84℃～154.21℃，塔顶回流比为6.273～7.079。饱和液相进料从低压塔300的第1块理论板(从上往下数)进入，进料压力可以为0.13MPa，温度可以为120℃。本发明中，正丁醇与异丁醇产品的质量纯度均为99.0％及以上，达到同样的产品纯度比常规精馏流程节省能耗60％左右。

第三换热器600中加热介质的平均温度需要比冷却介质的平均温度高10℃～20℃，第一换热器100和第二换热器200的热端温差不能小于10℃，冷端温差不能小于5℃。本发明利用差压热耦合精馏的优势，即将高压塔塔顶蒸汽作为主换热器的加热介质来加热低压塔塔底的液相物料，同时节省了高压塔塔顶冷凝器与低压塔塔底再沸器公用工程的消耗；利用高压塔与低压塔之间的压差实现液相进料，无需设置低压塔进料泵。

本发明与现有技术相比优势在于：

利用差压热耦合技术将高压塔塔顶与低压塔塔底热量耦合，匹配换热，大大节省了能耗；

差压热耦合精馏相较于常规精馏不仅节省了能耗，还节省了一个冷凝器或再沸器；

自热回收部分将高压塔塔顶蒸汽与低压塔塔底液相物料的余热用于原料的预热部分，实现了余热的回收利用，不仅节省了能耗，同时也提高了能量的利用效率；

实现了显著节能的目的，通过实施案例发现相较于常规精馏，自热回收与差压热耦合集成精馏工艺可节能60％左右。

实施例1

采用本发明设备与工艺，如图1所示，压缩机400的压缩比为2.4，高压塔500的顶部回流比为6.273，低压塔300的底部再沸蒸汽比为4.762，各物流流量及组成如表1所示。高压塔500的塔顶温度为130.72℃，塔底温度为140.84℃。低压塔300的塔顶温度为110.51℃，塔底温度为120.43℃。高压塔500的塔顶压力为0.22MPa，低压塔300的塔顶压力为0.1MPa。所得正丁醇与异丁醇产品的质量分数分别为99.0％、99.2％。自热回收与差压热耦合集成精馏工艺加热能耗为788.02kW，达到同样产品分离要求，普通精馏塔加热能耗为2876.64kW，相比可节省能耗72.6％。

表1：实施例1各物流质量流量及各组分质量分数

采出/进料	质量流率/(kg/h)	正丁醇/％	异丁醇/％
				进料	5000	55	45
正丁醇产品	2759.64	99	1
				异丁醇产品	2244.36	0.8	99.2

实施例2

采用本发明设备与工艺，如图1所示，压缩机400的压缩比为2.6。高压塔500的顶部回流比为6.326，低压塔300的底部再沸蒸汽比为4.714，各物流流量及组成如表2所示。高压塔500的塔顶温度为133.62℃，塔底温度为143.73℃。低压塔300的塔顶温度为112.61℃，塔底温度为122.54℃。高压塔500的塔顶压力0.24MPa，低压塔300塔顶压力为0.1MPa。所得正丁醇与异丁醇产品的质量分数分别为99.1％，99.2％。自热热回收与差压热耦合集成精馏工艺加热能耗为871.97kW，达到同样产品分离要求，普通精馏塔加热能耗为2927.57kW，相比可节省能耗70.21％。

表2：实施例2各物流质量流量及各组分质量分数

采出/进料	质量流率/(kg/h)	正丁醇/％	异丁醇/％
				进料	5000	55	45
正丁醇产品	2755.57	99.1	0.9
				异丁醇产品	2244.43	0.8	99.2

实施例3

采用本发明设备与工艺，如图1所示，压缩机400的压缩比为2.8。高压塔500的顶部回流比为6.343，低压塔300的底部再沸蒸汽比为4.662，各物流流量及组成如表3所示，高压塔500的塔顶温度为132.12℃，塔底温度为142.21℃。低压塔300的塔顶温度为109.51℃，塔底温度为120.00℃。高压塔500塔顶压力0.23MPa，低压塔300塔顶压力为0.09MPa。所得正丁醇与异丁醇产品的质量分数分别为99.3％，99.2％。自热热回收与差压热耦合集成精馏工艺加热能耗928.47kW，达到同样产品分离要求，普通精馏塔加热能耗为2943.29kW，相比可节省能耗68.45％。

表3：实施例3各物流质量流量及各组分质量分数

采出/进料	质量流率/(kg/h)	正丁醇/％	异丁醇/％
				进料	5000	55	45
正丁醇产品	2751.10	99.3	0.7
				异丁醇产品	2248.90	0.8	99.2

实施例4

采用本发明设备与工艺，如图1所示，压缩机400的压缩比为3。高压塔500的顶部回流比为6.603，低压塔300的底部再沸蒸汽比为4.694，各物流流量及组成如表4所示。高压塔500的顶部温度为138.73℃，塔底温度为149.24℃。低压塔300的塔顶温度为112.61℃，塔底温度为122.53℃。高压塔500的塔顶压力0.28MPa，低压塔300的塔顶压力为0.1MPa。所得正丁醇与异丁醇产品的质量分数分别为99.1％，99.2％。自热热回收与差压热耦合集成精馏工艺加热能耗1052.21kW，达到同样产品分离要求，普通精馏塔加热能耗为2927.57kW，相比可节省能耗64.09％。

表4：实施例4各物流质量流量及各组分质量分数

采出/进料	质量流率/(kg/h)	正丁醇/％	异丁醇/％
				进料	5000	55	45
正丁醇产品	2757.13	99.1	0.9
				异丁醇产品	2242.87	0.8	99.2

实施例5

采用本发明设备与工艺，如图1所示，压缩机400的压缩比为3.2。高压塔500的顶部回流比为6.703，低压塔300的底部再沸蒸汽比为4.667，各物流流量及组成如表5所示，高压塔的塔顶温为141.11℃，塔底温度为151.69℃。低压塔300的塔顶温度为112.71℃，塔底温度为122.47℃。高压塔500的塔顶压力0.3MPa，低压塔300的塔顶压力为0.1MPa。所得正丁醇与异丁醇产品的质量分数分别为99.1％，99.2％。自热热回收与差压热耦合集成精馏工艺加热能耗1134.708kW，达到同样产品分离要求，普通精馏塔加热能耗为2927.57kW，相比可节省能耗61.24％。

表5：实施例5各物流质量流量及各组分质量分数

采出/进料	质量流率/(kg/h)	正丁醇/％	异丁醇/％
				进料	5000	55	45
正丁醇产品	2756.88	99.1	0.9
				异丁醇产品	2243.12	0.8	99.2

实施例6

采用本发明设备与工艺，如图1所示，压缩机的压缩比为3.4。高压塔500的顶部回流比为7.079，低压塔300的底部再沸蒸汽比为4.843，各物流流量及组成如表6所示。高压塔500的塔顶温为143.37℃，塔底温度为154.21℃。低压塔300的塔顶温度为113.21℃，塔底温度为123.42℃。高压塔500的塔顶压力0.32MPa，低压塔300的塔顶压力为0.1MPa。所得正丁醇与异丁醇产品的质量分数分别为99.5％，99.2％。自热热回收与差压热耦合集成精馏工艺加热能耗1266.703kW，达到同样产品分离要求，普通精馏塔加热能耗为3042.687kW，相比可节省能耗58.37％。

表6：实施例6各物流质量流量及各组分质量分数

采出/进料	质量流率/(kg/h)	正丁醇/％	异丁醇/％
				进料	5000	55	45
正丁醇产品	2745.13	99.5	0.5
				异丁醇产品	2254.87	0.8	99.2

由上述实施例可看出自热回收与差压热耦合集成精馏工艺应用于正丁醇与异丁醇的分离过程时，塔顶异丁醇与塔底正丁醇产品的质量纯度均达99％及以上，达到同样的产品纯度比常规精馏流程节省能耗60％左右。

在本发明的描述中，需要理解的是，术语“中心”、“纵向”、“横向”、“长度”、“宽度”、“厚度”、“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“顶”、“底”“内”、“外”、“顺时针”、“逆时针”、“轴向”、“径向”、“周向”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，而不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。

此外，术语“第一”、“第二”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性或者隐含指明所指示的技术特征的数量。由此，限定有“第一”、“第二”的特征可以明示或者隐含地包括一个或者更多个该特征。在本发明的描述中，“多个”的含义是两个以上，除非另有明确具体的限定。

在本发明中，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”、“相连”、“连接”、“固定”等术语应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或成一体；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通或两个元件的相互作用关系。对于本领域的普通技术人员而言，可以根据具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。

在本发明中，除非另有明确的规定和限定，第一特征在第二特征“上”或“下”可以是第一和第二特征直接接触，或第一和第二特征通过中间媒介间接接触。而且，第一特征在第二特征“之上”、“上方”和“上面”可是第一特征在第二特征正上方或斜上方，或仅仅表示第一特征水平高度高于第二特征。第一特征在第二特征“之下”、“下方”和“下面”可以是第一特征在第二特征正下方或斜下方，或仅仅表示第一特征水平高度小于第二特征。

在本说明书的描述中，参考术语“一个实施例”、“一些实施例”、“示例”、“具体示例”、或“一些示例”等的描述意指结合该实施例或示例描述的具体特征、结构、材料或者特点包含于本发明的至少一个实施例或示例中。在本说明书中，对上述术语的示意性表述不必须针对的是相同的实施例或示例。而且，描述的具体特征、结构、材料或者特点可以在任一个或多个实施例或示例中以合适的方式结合。此外，在不相互矛盾的情况下，本领域的技术人员可以将本说明书中描述的不同实施例或示例以及不同实施例或示例的特征进行结合和组合。

尽管上面已经示出和描述了本发明的实施例，可以理解的是，上述实施例是示例性的，不能理解为对本发明的限制，本领域的普通技术人员在本发明的范围内可以对上述实施例进行变化、修改、替换和变型。

Claims (10)

1.一种分离正丁醇-异丁醇混合物的设备，其特征在于，包括：

第一换热器，所述第一换热器具有互相间隔的第一流体通道和第二流体通道；

第二换热器，所述第二换热器具有互相间隔的第三流体通道和第四流体通道，所述第一流体通道的输出端与所述第三流体通道的输入端相连，所述第四流体通道具有第一输出端和第二输出端；

低压塔，所述低压塔具有第一进料口、第一塔顶出口和第一塔底出口，所述第一进料口与所述第三流体通道的输出端相连，所述第一塔底出口与所述第二流体通道的输入端相连；

压缩机，所述压缩机的输入端与所述第一塔顶出口相连；

高压塔，所述高压塔具有第二进料口、第二塔顶出口和第二塔底出口，所述第二进料口与所述压缩机的输出端相连，所述第二塔底出口与所述低压塔的塔顶相连，所述第四流体通道的第一输出端与所述高压塔的塔顶相连；

第三换热器，所述第三换热器具有互相间隔的第五流体通道和第六流体通道，所述第五流体通道的输入端与所述第一塔底出口相连，所述第五流体通道的输出端与所述低压塔的塔底相连，所述第六流体通道的输入端与所述第二塔顶出口相连，所述第六流体通道的输出端与所述第四流体通道的输入端相连。

2.根据权利要求1所述的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备，其特征在于，还包括第一冷却器，所述第一冷却器与所述第二流体通道的输出端相连。

3.根据权利要求1所述的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备，其特征在于，还包括第二冷却器，所述第二冷却器设在所述第四流体通道的第一输出端与所述高压塔的塔顶之间。

4.根据权利要求1所述的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备，其特征在于，还包括第三冷却器，所述第三冷却器与所述第四流体通道的第二输出端相连。

5.根据权利要求1-4中任一项所述的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备，其特征在于，所述低压塔的理论板数为32～37，操作压力为0.09MPa～0.1MPa，塔顶温度109.51℃～113.21℃，塔底温度为120.00℃～123.42℃，塔底再沸蒸汽比为4.662～4.843。

6.根据权利要求1-4中任一项所述的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备，其特征在于，所述高压塔的理论板数为30～35，操作压力为0.22MPa～0.32MPa，塔顶温度130.72℃～143.37℃，塔底温度为140.84℃～154.21℃，塔顶回流比为6.273～7.079。

7.根据权利要求1-4中任一项所述的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备，其特征在于，所述第一流体通道的温差≥5℃，所述第二流体通道的温差≥10℃，所述第三流体通道的温差≥5℃，所述第四流体通道的温差≥10℃，所述第五流体通道的平均温度比所述第六流体通道的平均温度低10℃～20℃。

8.根据权利要求1-4中任一项所述的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备，其特征在于，所述压缩机的压缩比为2.4～3.4。

9.根据权利要求1-4中任一项所述的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备，其特征在于，所述第一进料口位于所述低压塔的顶部，所述第二进料口位于所述高压塔的底部。

10.一种分离正丁醇-异丁醇混合物的工艺，根据权利要求1-9中任一项所述的分离正丁醇-异丁醇混合物的设备进行，其特征在于，包括以下步骤：

含有正丁醇和异丁醇的物流经由所述第一换热器、所述第二换热器两次预热后，以饱和液相物流从所述低压塔的顶部进入，在所述低压塔内实现正丁醇的提纯，所述低压塔的塔底为正丁醇物料，其中一部分正丁醇物料经所述第三换热器换热后返回到所述低压塔的塔底，另一部分正丁醇物料送入后续工艺；

所述低压塔的塔顶蒸汽物料经所述压缩机升温升压进入所述高压塔底部作为上升蒸汽物料，在所述高压塔内实现异丁醇的提纯，所述高压塔塔底液相物料在压差的推动下进入所述低压塔的顶部，所述高压塔塔顶的异丁醇蒸汽物料作为所述第三换热器热源，换热后的异丁醇气液混合物料送入后续工艺；

正丁醇物料作为热源经由所述第一换热器换热后，再经冷却后，以常温正丁醇产品物料采出；异丁醇气液混合物料作为热源经所述第二换热器换热后，再经冷却后，冷凝后的饱和液相异丁醇一部分作为所述高压塔液相回流，另一部分经冷却后，以常温异丁醇产品物料采出。