CN108273280A - 乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的分离装置及方法 - Google Patents
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Abstract
本发明提供了一种乙腈‑甲基叔丁基醚‑水体系的分离装置及方法。该装置包括第一精馏塔，第二精馏塔，第三精馏塔以及第四精馏塔，第一精馏塔用于对乙腈‑甲基叔丁基醚‑水体系进行第一次常压精馏分离；第二精馏塔用于对第一塔顶出口排出的液相进行第二次常压精馏分离；第三精馏塔用于对第二塔底出口排出的液相进行加压精馏分离；第四精馏塔用于对第三塔顶出口排出的液相进行减压精馏。上述分离装置利用了四塔连续精馏，并在常压精馏的基础上结合了加压精馏和减压精馏，能够对乙腈‑甲基叔丁基醚‑水的三元体系先进行常压精馏后进行变压精馏处理。这样能够利用不同压力下的共沸关系将乙腈从上述三元体系中提纯出来，分离出来的乙腈具有较高的纯度。
Description
技术领域
本发明涉及有机物提纯技术领域，具体而言，涉及一种乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的分离装置及方法。
背景技术
乙腈(ACN)具有优良的溶剂性能，能溶解多种有机、无机和气体物质，广泛应用于精细化工、医药和塑料等化工行业。甲基叔丁基醚(MTBE)可以用作医药，是医药中间体。医药行业生产某医药中间体时，会产生乙腈、甲基叔丁基醚和水的三元混合物。由于乙腈和甲基叔丁基醚都能与水产生共沸，对于这些共沸物，可以采用萃取精馏共沸精馏加盐精馏等特殊精馏方法，然而，该法会向体系中引入杂质，不利于乙腈的提纯。
比如：中国专利ZL201310749435.1中提出了一种分离乙腈-水-双环戊二烯体系中乙腈的系统及方法，通过在体系中引入环己烷，利用物质间的共沸关系和油水分离原理将乙腈提纯，乙腈纯度可达到99.5％以上。然而，但该工艺操作过程中添加夹带剂(环己烷)，增加了后续回收的工作负荷。
基于以上原因，有必要提供一种提纯效果较好、不添加任何夹带剂的乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的分离工艺。
发明内容
本发明的主要目的在于提供一种乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的分离装置及方法，以解决现有技术中从乙腈的共沸体系中提纯乙腈时需要添加夹带剂的问题。
为了实现上述目的，根据本发明的一个方面，提供了一种乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的分离装置，其包括：第一精馏塔，设置有用于通入乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的第一进液口、第一塔顶出口及第一塔底出口，第一精馏塔用于对乙腈-甲基叔丁基醚-水体系进行第一次常压精馏分离；第二精馏塔，设置有第二进液口、第二塔顶出口及第二塔底出口，第二进液口与第一塔顶出口相连，第二精馏塔用于对第一塔顶出口排出的液相进行第二次常压精馏分离；第三精馏塔，设置有第三进液口、第三塔顶出口及第三塔底出口，第三进液口与第二塔底出口相连，第三精馏塔用于对第二塔底出口排出的液相进行加压精馏分离；以及第四精馏塔，设置有第四进液口、第四塔顶出口及第四塔底出口，第四进液口与第三塔顶出口相连，第四精馏塔用于对第三塔顶出口排出的液相进行减压精馏。
进一步地，第三精馏塔还设置有第五进液口，第五进液口与第四塔顶出口相连。
进一步地，第五进液口设置在第三进液口的上方。
根据本发明的另一方面，还提供了一种乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的分离方法，其包括以下步骤：采用第一精馏塔对乙腈-甲基叔丁基醚-水体系进行第一次常压精馏分离，得到第一乙腈组分和第一中间物；采用第二精馏塔对第一中间物进行第二次常压精馏分离，得到甲基叔丁基醚和第二中间物；采用第三精馏塔对第二中间物进行加压精馏分离，得到第二乙腈组分和第三中间物；以及采用第四精馏塔对第三中间物进行减压精馏分离，得到水。
进一步地，减压精馏分离的步骤中得到了第四中间物，分离方法还包括将第四中间物返回至采用第三精馏塔中，以与第二中间物一起进行加压精馏分离的步骤。
进一步地，第一次常压精馏分离的步骤中，第一精馏塔的操作压力为90～120KPa，塔顶操作温度为65～70℃，塔底操作温度为75～80℃。
进一步地，第二次常压精馏分离的步骤中，第二精馏塔的操作压力为90～120KPa，塔顶操作温度为60～65℃，塔底操作温度为70～75℃。
进一步地，加压精馏分离的步骤中，第三精馏塔的操作压力为300～600KPa，塔顶操作温度为100～140℃，塔底操作温度为110～160℃。
进一步地，减压精馏分离的步骤中，第四精馏塔的操作压力为40～90KPa，塔顶操作温度为40～80℃，塔底操作温度为60～110℃。
进一步地，第一精馏塔的回流比为1.0～4.0，优选为2～2.5；第二精馏塔的回流比为1.2～3.2，优选为1.6～2.0；第三精馏塔的回流比为0.5～2.5，优选为2.0～2.4；第四精馏塔的回流比为0.3～3.0，优选为2.3～2.8。
本发明提供了一种乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的分离装置，其包括第一精馏塔，第二精馏塔，第三精馏塔以及第四精馏塔，第一精馏塔设置有用于通入乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的第一进液口、第一塔顶出口及第一塔底出口，第一精馏塔用于对乙腈-甲基叔丁基醚-水体系进行第一次常压精馏分离；第二精馏塔设置有第二进液口、第二塔顶出口及第二塔底出口，第二进液口与第一塔顶出口相连，第二精馏塔用于对第一塔顶出口排出的液相进行第二次常压精馏分离；第三精馏塔设置有第三进液口、第三塔顶出口及第三塔底出口，第三进液口与第二塔底出口相连，第三精馏塔用于对第二塔底出口排出的液相进行加压精馏分离；第四精馏塔设置有第四进液口、第四塔顶出口及第四塔底出口，第四进液口与第三塔顶出口相连，第四精馏塔用于对第三塔顶出口排出的液相进行减压精馏。
上述体系中除了乙腈和水的二元体系以外，还混合有甲基叔丁基醚。甲基叔丁基醚不仅与水会形成共沸，而且与乙腈的相对挥发度也较小，使得传统的精馏装置无法适用于该体系的分离提纯，给乙腈的回收带来不小的难题。本发明提供的上述分离装置利用了四塔连续精馏，并在第一精馏塔、第二精馏塔的常压精馏的基础上结合了第三精馏塔的加压精馏和第四精馏塔的减压精馏，能够对乙腈-甲基叔丁基醚-水的三元体系先进行常压精馏后进行变压精馏处理。这样能够利用不同压力下的共沸关系将乙腈从上述三元体系中提纯出来，分离出来的乙腈具有较高的纯度。而且，利用本发明提供的装置处理乙腈-甲基叔丁基醚-水体系，无需加入额外的夹带剂即可取得较好的提纯效果。
附图说明
构成本申请的一部分的说明书附图用来提供对本发明的进一步理解，本发明的示意性实施例及其说明用于解释本发明，并不构成对本发明的不当限定。在附图中：
图1示出了根据本发明的一种实施例的乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的分离装置示意图。
其中，上述附图包括以下附图标记：
10、第一精馏塔；101、第一进液口；102、第一塔顶出口；103、第一塔底出口；20、第二精馏塔；201、第二进液口；202、第二塔顶出口；203、第二塔底出口；30、第三精馏塔；301、第三进液口；302、第三塔顶出口；303、第三塔底出口；304、第五进液口；40、第四精馏塔；401、第四进液口；402、第四塔顶出口；403、第四塔底出口。
具体实施方式
需要说明的是，在不冲突的情况下，本申请中的实施例及实施例中的特征可以相互组合。下面将参考附图并结合实施例来详细说明本发明。
以下结合具体实施例对本申请作进一步详细描述，这些实施例不能理解为限制本申请所要求保护的范围。
正如背景技术部分所描述的，现有技术中从乙腈的共沸体系中提纯乙腈时需要添加夹带剂，会引入杂质影响提纯效果。
为了解决上述问题，本发明提供了一种乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的分离装置，如图1所示，其包括第一精馏塔10、第二精馏塔20、第三精馏塔30及第四精馏塔40；第一精馏塔10设置有用于通入乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的第一进液口101、第一塔顶出口102及第一塔底出口103，第一精馏塔10用于对乙腈-甲基叔丁基醚-水体系进行第一次常压精馏分离；第二精馏塔20设置有第二进液口201、第二塔顶出口202及第二塔底出口203，第二进液口201与第一塔顶出口102相连，第二精馏塔20用于对第一塔顶出口102排出的液相进行第二次常压精馏分离；第三精馏塔30设置有第三进液口301、第三塔顶出口302及第三塔底出口303，第三进液口301与第二塔底出口203相连，第三精馏塔30用于对第二塔底出口203排出的液相进行加压精馏分离；第四精馏塔40设置有第四进液口401、第四塔顶出口402及第四塔底出口403，第四进液口401与第三塔顶出口302相连，第四精馏塔40用于对第三塔顶出口302排出的液相进行减压精馏。
上述体系中除了乙腈和水的二元体系以外，还混合有甲基叔丁基醚。甲基叔丁基醚不仅与水会形成共沸，而且与乙腈的相对挥发度也较小，使得传统的精馏装置无法适用于该体系的分离提纯，给乙腈的回收带来不小的难题。本发明提供的上述分离装置利用了四塔连续精馏，并在第一精馏塔10、第二精馏塔20的常压精馏的基础上结合了第三精馏塔30的加压精馏和第四精馏塔40的减压精馏，能够对乙腈-甲基叔丁基醚-水的三元体系先进行常压精馏后进行变压精馏处理。这样能够利用不同压力下的共沸关系将乙腈从上述三元体系中提纯出来，分离出来的乙腈具有较高的纯度。而且，利用本发明提供的装置处理乙腈-甲基叔丁基醚-水体系，无需加入额外的夹带剂即可取得较好的提纯效果。
在实际运行过程中，乙腈-甲基叔丁基醚-水体系先进入第一精馏塔10进行常压精馏，可以初步分离体系中的部分乙腈，降低体系中的乙腈含量。这样一方面可以提高乙腈的回收率，另一方面降低乙腈含量还有利于提高后续变压精馏过程中乙腈的分离效果。从第一精馏塔10的第一塔顶出口102出来的组分进入第二精馏塔20进行常压精馏，可以进一步分离体系中的甲基叔丁基醚，且由于体系中的乙腈已被初步分离，甲基叔丁基醚的共沸体系更容易被破坏，甲基叔丁基醚更容易从体系中分离出来。接着，从第二精馏塔20的第二塔底出口203排出的乙腈和水的混合物进入第三精馏塔30中进行加压精馏以进一步分离，塔底的第三塔底出口303排出了其中的乙腈产品，塔顶的第三塔顶出口302排出的水相中仍旧还有少量乙腈，经第四精馏塔40减压精馏后得以进一步分离。
上述各精馏塔的塔底均设置有塔底再沸器，塔顶均设置有塔顶冷凝器，这是本领域技术人员都清楚的，在此不再赘述。
为了进一步提高乙腈的回收量和纯度，在一种优选的实施方式中，第三精馏塔30还设置有第五进液口304，第五进液口304与第四塔顶出口402相连。这样，经第四精馏塔40减压精馏后，塔顶的第四塔顶出口402排出的液体可以返回至第三精馏塔30中进一步提纯分离。
在一种优选的实施方式中第五进液口304设置在第三进液口301的上方。这样更有利于乙腈和水的分离。
优选地，第一精馏塔10的有效理论板数为14～16块，第一进液口101设置在由上至下的第5～7块理论塔板处；第二精馏塔20的有效理论板数为17～19块，第二进液口201设置在由上至下的第7～9块理论塔板处；第三精馏塔30的有效理论板数为21～23块，第三进液口301设置在由上至下的第9～11块理论塔板处；第四精馏塔40的有效理论板数为15～17块，第四进液口401设置在由上至下的第5～7块理论塔板处。这样的分离装置具有更好的分离效果。更优选地，第五进液口304设置在第三精馏塔30的由上至下的第7～9块理论塔板处。
根据本发明的另一方面，还提供了一种乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的分离方法，其包括以下步骤：采用第一精馏塔10对乙腈-甲基叔丁基醚-水体系进行第一次常压精馏分离，得到第一乙腈组分和第一中间物；采用第二精馏塔20对第一中间物进行第二次常压精馏分离，得到甲基叔丁基醚和第二中间物；采用第三精馏塔30对第二中间物进行加压精馏分离，得到第二乙腈组分和第三中间物；以及采用第四精馏塔40对第三中间物进行减压精馏分离，得到水。
上述体系中除了乙腈和水的二元体系以外，还混合有甲基叔丁基醚。甲基叔丁基醚不仅与水会形成共沸，而且与乙腈的相对挥发度也较小，使得传统的精馏方法无法适用于该体系的分离提纯，给乙腈的回收带来不小的难题。本发明提供的上述分离方法利用了四塔连续精馏，并在第一精馏塔10、第二精馏塔20的常压精馏的基础上结合了第三精馏塔30的加压精馏和第四精馏塔40的减压精馏，能够对乙腈-甲基叔丁基醚-水的三元体系先进行常压精馏后进行变压精馏处理。这样能够利用不同压力下的共沸关系将乙腈从上述三元体系中提纯出来，分离出来的乙腈具有较高的纯度。而且，利用本发明提供的方法处理乙腈-甲基叔丁基醚-水体系，无需加入额外的夹带剂即可取得较好的提纯效果。
在实际运行过程中，乙腈-甲基叔丁基醚-水体系先进入第一精馏塔10进行常压精馏，可以初步分离体系中的部分乙腈(第一乙腈组分)，降低体系中的乙腈含量。这样一方面可以提高乙腈的回收率，另一方面降低乙腈含量还有利于提高后续变压精馏过程中乙腈的分离效果。从第一精馏塔10出来的第一中间物进入第二精馏塔20进行常压精馏，可以进一步分离体系中的甲基叔丁基醚，且由于体系中的乙腈已被初步分离，甲基叔丁基醚的共沸体系更容易被破坏，甲基叔丁基醚更容易从体系中分离出来。接着，从第二精馏塔20排出的乙腈和水的混合物(第二中间物)进入第三精馏塔30中进行加压精馏以进一步分离，塔底的第三塔底出口303排出了其中的乙腈产品(第二乙腈组分)，塔顶排出的水相(第三中间物)中仍旧还有少量乙腈，经第四精馏塔40减压精馏后得以进一步分离。减压操作更容易破坏水和乙腈的共沸组成，使得二者分离地更加彻底。
为了进一步提高乙腈的回收量和纯度，在一种优选的实施方式中，减压精馏分离的步骤中得到了第四中间物，分离方法还包括将第四中间物返回至采用第三精馏塔30中，以与第二中间物一起进行加压精馏分离的步骤。
通过调整各精馏过程的工艺条件，能够进一步提高乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的分离效果。具体地：
在一种优选的实施方式中，第一次常压精馏分离的步骤中，第一精馏塔10的操作压力为90～120KPa，塔顶操作温度为65～70℃，塔底操作温度为75～80℃。
在一种优选的实施方式中，第二次常压精馏分离的步骤中，第二精馏塔20的操作压力为90～120KPa，塔顶操作温度为60～65℃，塔底操作温度为70～75℃。
在一种优选的实施方式中，加压精馏分离的步骤中，第三精馏塔30的操作压力为300～600KPa，塔顶操作温度为100～140℃，塔底操作温度为110～160℃。
在一种优选的实施方式中，减压精馏分离的步骤中，第四精馏塔40的操作压力为40～90KPa，塔顶操作温度为40～80℃，塔底操作温度为60～110℃。
在一种优选的实施方式中，第一精馏塔10的回流比为1.0～4.0，优选为2～2.5；第二精馏塔20的回流比为1.2～3.2，优选为1.6～2.0；第三精馏塔30的回流比为0.5～2.5，优选为2.0～2.4；第四精馏塔40的回流比为0.3～3.0，优选为2.3～2.8。
本发明提供的上述工艺可以处理任意的乙腈-甲基叔丁基醚-水体系，优选地，乙腈-甲基叔丁基醚-水体系中乙腈的重量含量为90～95％，甲基叔丁基醚的重量含量为1～4％，水的重量含量为4～6％。
以下通过实施例进一步说明本发明的有益效果：
实施例1
采用图1所示的分离装置处理乙腈-甲基叔丁基醚-水体系，具体如下：
处理对象：乙腈-甲基叔丁基醚(MTBE)-水体系，温度25℃，压力100KPa，质量组成(wt％)：乙腈93.7％，甲基叔丁基醚1.8％，水4.5％。乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的进料流率为100kg/h。
设备参数：第一精馏塔10的有效理论板数为15块，原料从由上至下第6块板引入；第二精馏塔20的有效理论板数为18块，原料从由上至下第8块板引入；第三精馏塔30的有效理论板数为22块，原料从由上至下第10块板引入，循环进料位置为从由上至下第8块；第四精馏塔30的有效理论板数为16块，原料从由上至下第6块板引入。
操作参数：
产品物流表：(对应图1中不同的进料口或出料口的物流含量)
上述第一塔底出口103排出的是第一乙腈组分，第三塔底出口303排出的是第二乙腈组分，第四塔底出口403排出的是水，第二塔顶出口202排出的是甲基叔丁基醚产品。
经计算，该实施例中乙腈的回收率为97％，第一乙腈组分纯度99.7％，第二乙腈组分纯度99.99％。
实施例2
采用的装置和工艺同实施例1，不同之处在于操作参数不同，具体如下：
产品物流表：(对应图1中不同的进料口或出料口的物流含量)
上述第一塔底出口103排出的是第一乙腈组分，第三塔底出口303排出的是第二乙腈组分，第四塔底出口403排出的是水，第二塔顶出口202排出的是甲基叔丁基醚产品。
经计算，该实施例中乙腈的回收率为97.84％，第一乙腈组分纯度在99.7％，第二乙腈组分纯度在99.99％。
实施例3
采用的装置和工艺同实施例1，不同之处在于操作参数不同，具体如下：
产品物流表：(对应图1中不同的进料口或出料口的物流含量)
上述第一塔底出口103排出的是第一乙腈组分，第三塔底出口303排出的是第二乙腈组分，第四塔底出口403排出的是水，第二塔顶出口202排出的是甲基叔丁基醚产品。
经计算，该实施例中乙腈的回收率为97.23％，第一乙腈组分纯度99.72％，第二乙腈组分纯度为99.99％。
实施例4
采用的装置和工艺同实施例1，不同之处在于操作参数不同，具体如下：
产品物流表：(对应图1中不同的进料口或出料口的物流含量)
上述第一塔底出口103排出的是第一乙腈组分，第三塔底出口303排出的是第二乙腈组分，第四塔底出口403排出的是水，第二塔顶出口202排出的是甲基叔丁基醚产品。
经计算，该实施例中乙腈的回收率为95.56％，第一乙腈组分纯度在99.7％，第二乙腈组分纯度99.02％。
实施例5
采用的装置和工艺同实施例1，不同之处在于设备参数不同，具体如下：
第一精馏塔10的有效理论板数为16块，原料从由上至下第7块板引入；第二精馏塔20形式有效理论板数为19块，原料从由上至下第9块板引入；第三精馏塔30的有效理论板数为23块，原料从由上至下第11块板引入，循环进料位置为从由上至下第9块；第四精馏塔30的有效理论板数为17块，原料从由上至下第7块板引入。
产品物流表：(对应图1中不同的进料口或出料口的物流含量)
上述第一塔底出口103排出的是第一乙腈组分，第三塔底出口303排出的是第二乙腈组分，第四塔底出口403排出的是水，第二塔顶出口202排出的是甲基叔丁基醚产品。
经计算，该实施例中乙腈的回收率为97.63％，第一乙腈组分纯度在99.78％，第二乙腈组分乙腈纯度99.99％。
实施例6
采用的装置和工艺同实施例1，不同之处在于设备参数不同，具体如下：
第一精馏塔10的有效理论板数为14块，原料从由上至下第5块板引入；第二精馏塔20形式有效理论板数为17块，原料从由上至下第7块板引入；第三精馏塔30的有效理论板数为21块，原料从由上至下第9块板引入，循环进料位置为从由上至下第7块；第四精馏塔30的有效理论板数为15块，原料从由上至下第5块板引入。
产品物流表：(对应图1中不同的进料口或出料口的物流含量)
上述第一塔底出口103排出的是第一乙腈组分，第三塔底出口303排出的是第二乙腈组分，第四塔底出口403排出的是水，第二塔顶出口202排出的是甲基叔丁基醚产品。
经计算，该实施例中乙腈的回收率为97.46％，第一乙腈组分纯度在99.73％，第二乙腈组分纯度在99.99％。
实施例7
采用的装置和工艺同实施例1，不同之处在于设备参数不同，具体如下：
第一精馏塔10的有效理论板数为13块，原料从由上至下第5块板引入；第二精馏塔20形式有效理论板数为16块，原料从由上至下第7块板引入；第三精馏塔30的有效理论板数为20块，原料从由上至下第9块板引入，循环进料位置为从由上至下第7块；第四精馏塔30的有效理论板数为14块，原料从由上至下第5块板引入。
产品物流表：(对应图1中不同的进料口或出料口的物流含量)
上述第一塔底出口103排出的是第一乙腈组分，第三塔底出口303排出的是第二乙腈组分，第四塔底出口403排出的是水，第二塔顶出口202排出的是甲基叔丁基醚产品。
经计算，该实施例中99％以上的乙腈的回收率为95.26％，第一乙腈组分纯度在99.1％，第二乙腈组分纯度在99.06％。
从以上的描述中，可以看出，本发明上述的实施例实现了如下技术效果：
本发明提供的上述分离装置利用了四塔连续精馏，并在第一精馏塔、第二精馏塔的常压精馏的基础上结合了第三精馏塔的加压精馏和第四精馏塔的减压精馏，能够对乙腈-甲基叔丁基醚-水的三元体系先进行常压精馏后进行变压精馏处理。这样能够利用不同压力下的共沸关系将乙腈从上述三元体系中提纯出来，分离出来的乙腈具有较高的纯度。而且，利用本发明提供的装置处理乙腈-甲基叔丁基醚-水体系，无需加入额外的夹带剂即可取得较好的提纯效果。
以上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，对于本领域的技术人员来说，本发明可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。
Claims (10)
1.一种乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的分离装置，其特征在于，包括：
第一精馏塔(10)，设置有用于通入所述乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的第一进液口(101)、第一塔顶出口(102)及第一塔底出口(103)，所述第一精馏塔(10)用于对所述乙腈-甲基叔丁基醚-水体系进行第一次常压精馏分离；
第二精馏塔(20)，设置有第二进液口(201)、第二塔顶出口(202)及第二塔底出口(203)，所述第二进液口(201)与所述第一塔顶出口(102)相连，所述第二精馏塔(20)用于对所述第一塔顶出口(102)排出的液相进行第二次常压精馏分离；
第三精馏塔(30)，设置有第三进液口(301)、第三塔顶出口(302)及第三塔底出口(303)，所述第三进液口(301)与所述第二塔底出口(203)相连，所述第三精馏塔(30)用于对所述第二塔底出口(203)排出的液相进行加压精馏分离；以及
第四精馏塔(40)，设置有第四进液口(401)、第四塔顶出口(402)及第四塔底出口(403)，所述第四进液口(401)与所述第三塔顶出口(302)相连，所述第四精馏塔(40)用于对所述第三塔顶出口(302)排出的液相进行减压精馏。
2.根据权利要求1所述的分离装置，其特征在于，所述第三精馏塔(30)还设置有第五进液口(304)，所述第五进液口(304)与所述第四塔顶出口(402)相连。
3.根据权利要求2所述的分离装置，其特征在于，所述第五进液口(304)设置在所述第三进液口(301)的上方。
4.一种乙腈-甲基叔丁基醚-水体系的分离方法，其特征在于，所述分离方法包括以下步骤：
采用第一精馏塔(10)对所述乙腈-甲基叔丁基醚-水体系进行第一次常压精馏分离，得到第一乙腈组分和第一中间物；
采用第二精馏塔(20)对所述第一中间物进行第二次常压精馏分离，得到甲基叔丁基醚和第二中间物；
采用第三精馏塔(30)对所述第二中间物进行加压精馏分离，得到第二乙腈组分和第三中间物；以及
采用第四精馏塔(40)对所述第三中间物进行减压精馏分离，得到水。
5.根据权利要求4所述的分离方法，其特征在于，所述减压精馏分离的步骤中得到了第四中间物，所述分离方法还包括将所述第四中间物返回至所述采用第三精馏塔(30)中，以与所述第二中间物一起进行所述加压精馏分离的步骤。
6.根据权利要求4或5所述的分离方法，其特征在于，所述第一次常压精馏分离的步骤中，所述第一精馏塔(10)的操作压力为90～120KPa，塔顶操作温度为65～70℃，塔底操作温度为75～80℃。
7.根据权利要求6所述的分离方法，其特征在于，所述第二次常压精馏分离的步骤中，所述第二精馏塔(20)的操作压力为90～120KPa，塔顶操作温度为60～65℃，塔底操作温度为70～75℃。
8.根据权利要求7所述的分离方法，其特征在于，所述加压精馏分离的步骤中，所述第三精馏塔(30)的操作压力为300～600KPa，塔顶操作温度为100～140℃，塔底操作温度为110～160℃。
9.根据权利要求8所述的分离方法，其特征在于，所述减压精馏分离的步骤中，所述第四精馏塔(40)的操作压力为40～90KPa，塔顶操作温度为40～80℃，塔底操作温度为60～110℃。
10.根据权利要求4或5所述的分离方法，其特征在于，所述第一精馏塔(10)的回流比为1.0～4.0，优选为2～2.5；所述第二精馏塔(20)的回流比为1.2～3.2，优选为1.6～2.0；所述第三精馏塔(30)的回流比为0.5～2.5，优选为2.0～2.4；所述第四精馏塔(40)的回流比为0.3～3.0，优选为2.3～2.8。
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