CN109665954A - 一种用于富含二氧化碳/水的丙酮精制纯化工艺 - Google Patents
一种用于富含二氧化碳/水的丙酮精制纯化工艺 Download PDFInfo
- Publication number
- CN109665954A CN109665954A CN201811487403.8A CN201811487403A CN109665954A CN 109665954 A CN109665954 A CN 109665954A CN 201811487403 A CN201811487403 A CN 201811487403A CN 109665954 A CN109665954 A CN 109665954A
- Authority
- CN
- China
- Prior art keywords
- column
- tower
- lightness
- acetone
- rectifying
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Granted
Links
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C45/00—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds
- C07C45/78—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C45/00—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds
- C07C45/78—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives
- C07C45/81—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change in the physical state, e.g. crystallisation
- C07C45/82—Separation; Purification; Stabilisation; Use of additives by change in the physical state, e.g. crystallisation by distillation
-
- Y—GENERAL TAGGING OF NEW TECHNOLOGICAL DEVELOPMENTS; GENERAL TAGGING OF CROSS-SECTIONAL TECHNOLOGIES SPANNING OVER SEVERAL SECTIONS OF THE IPC; TECHNICAL SUBJECTS COVERED BY FORMER USPC CROSS-REFERENCE ART COLLECTIONS [XRACs] AND DIGESTS
- Y02—TECHNOLOGIES OR APPLICATIONS FOR MITIGATION OR ADAPTATION AGAINST CLIMATE CHANGE
- Y02P—CLIMATE CHANGE MITIGATION TECHNOLOGIES IN THE PRODUCTION OR PROCESSING OF GOODS
- Y02P20/00—Technologies relating to chemical industry
- Y02P20/10—Process efficiency
Abstract
一种用于富含二氧化碳/水的丙酮精制纯化工艺是将醋酸裂解反应产物进入脱轻塔中汽化，蒸汽经脱轻塔冷凝器冷凝后进行汽－液分离，气相采出富二氧化碳气，采出液相全部打入脱轻塔作为回流，在脱轻塔塔釜液进入精馏塔的同时向精馏塔加入杂质脱除剂，以去除反应过程生成的低碳杂质等副产物，精馏塔蒸汽冷凝后进入精馏塔回流罐，一部分作为丙酮液相产品采出，另一部分打入精馏塔塔顶作为液相回流，在精馏塔塔底获得含微量丙酮、少量醋酸以及微量重杂质的水。本发明具有可获得医药级优等品丙酮产品，丙酮纯度达99.7wt%，丙酮回收率超过99%。与非热集成工艺相比，可节省10～30%的热量的优点。
Description
技术领域
本发明涉及一种醋酸制丙酮技术领域，特别是涉及一种用于富含二氧化碳/ 水的丙酮精制纯化工艺。
背景技术
丙酮是一种优良溶剂，在诸多行业应用广泛，尤其在制药行业，丙酮通常作为溶剂。目前丙酮的制备方法主要包括乙酸钙干馏法、丁醇发酵法和异丙苯氧化合成法，异丙苯氧化合成法为石油基路线，此法能够同时生成苯酚和丙酮，且具有废品很少的优点。随着石油能源的枯竭与我国“富煤、缺油、少气”的能源结构的矛盾日益凸现，近来开发出了煤基路线的醋酸制丙酮技术，以缓解石油基丙酮的原料短缺问题。然而，醋酸制得的丙酮副产水、二氧化碳和微量低碳杂质，解决反应产物中丙酮的精制纯化问题是实现工业/医药丙酮产业化的关键。然而，目前丙酮、水、二氧化碳和微量低碳杂质的分离问题迄今还未见报道。
发明内容
本发明的目的是针对目前丙酮、水、二氧化碳和微量低碳杂质的分离问题，提供一种用于富含二氧化碳/水的丙酮精制纯化工艺，以解决目前醋酸制丙酮技术存在的产品分离问题，为实现工业/医药丙酮产业化奠定基础。
本发明的工艺，包括如下步骤：
(1)将醋酸裂解反应产物进入脱轻塔中，脱轻塔再沸器提供蒸汽加热，使得塔釜液体汽化，其蒸汽从下往上逐级上升，塔顶蒸汽经脱轻塔冷凝器冷凝至38～ 41℃后进入分离器进行汽－液分离，分离器顶部气相采出富二氧化碳气，分离器采出液相全部打入脱轻塔塔顶作为回流，此液相从上往下逐级下降，脱轻塔塔底获得已脱除二氧化碳的塔釜液；
本步骤操作条件：
脱轻塔1塔顶温度：41～42℃
脱轻塔1塔釜温度：64～66℃
脱轻塔1塔顶的操作压力：1～3atm，优选1atm
脱轻塔1回流比：0.001～0.2。
(2)将脱轻塔塔釜液进入换热器，与从精馏塔塔底采出的含微量丙酮、少量醋酸以及微量重杂质的水进行换热，脱轻塔塔釜液从汽相分率0.015～0.017 被预热至0.05～0.07进入精馏塔，同时精馏塔塔釜采出物从105～115℃被冷凝至75～85℃以降低后续系统冷量；
(3)在脱轻塔塔釜液进入精馏塔的同时向精馏塔加入杂质脱除剂，以去除反应过程生成的低碳杂质等副产物，精馏塔再沸器提供的热量使釜液部分汽化，蒸汽从下往上逐级上升，经精馏塔冷凝器冷凝至38～40℃后进入精馏塔回流罐，一部分作为丙酮液相产品采出，另一部分打入精馏塔5塔顶作为液相回流，此液相回流从上往下逐级下降，在精馏塔塔底获得含微量丙酮、少量醋酸以及微量重杂质的水；
本步骤的操作条件：
精馏塔塔顶温度：40～70℃
精馏塔塔釜温度：100～120℃
精馏塔塔顶的操作压力：0.5～2atm
精馏塔回流比：1～5
脱轻塔塔釜采出液与杂质脱除剂物流(10-25wt％浓度)的质量流量比：500： 1～2000：1
所述的脱轻塔和精馏塔可以为填料塔，也可为板式塔，填料包括鲍尔环、拉西环、θ环、规整填料等一切本领域技术人员所知的类型，板式塔可以为筛板塔、浮阀塔、泡罩塔等塔盘结构；
所述脱轻塔和反应精馏塔的塔体、塔盘/填料材质为316L不锈钢级别以上耐醋酸腐蚀材质；
所述杂质脱除剂为氢氧化钙、氢氧化钾、氢氧化钠、氢氧化锂等一切可提供氢氧根离子的物质。
本发明与现有技术相比具有如下优点：
(1)通过本发明可获得医药级优等品丙酮产品，丙酮纯度达99.7wt％，丙酮回收率超过99％。
(2)本发明通过合理地添加杂质去除剂，在将低沸杂质转化为高沸杂质的同时，对未反应醋酸的消耗极低，使醋酸的回收成为可能，具有节约资源的优势。
(3)本发明进行系统热集成，与非热集成工艺相比，可节省10～30％的热量。
附图说明
图1是本发明的工艺流程图。
如图所示，1为脱轻塔，2为脱轻塔冷凝器，3为脱轻塔再沸器，4为脱轻塔回流分离罐，5为精馏塔，6为精馏塔冷凝器，7为精馏塔再沸器，8为精馏塔回流罐，9为换热器。
具体实施方式
下面结合附图对本发明进一步说明。如图1所示，来自上游醋酸裂解反应器的反应产物组成列于表1，将其通往脱轻塔1，在该塔塔顶采出550kg/h 的汽相物流后，冷凝至40℃，汽相采出驰放，液相全回流，在塔釜采出已脱去绝大部分二氧化碳的丙酮、水和微量醋酸及低碳杂质混合物；将此塔釜混合物进料至反应精馏塔5，为了消除反应副产物低碳杂质，在混合物进料位置上部某塔盘位置连续打入适量稀碱溶液，在两进料位置间的反应段内发生杂质脱除反应生成高沸物，塔顶采出工业/医用级丙酮产品，塔釜得到得回收的醋酸废水。
实施例1
在实施例1中，本发明的工艺，包括如下步骤：
(1)将醋酸裂解反应产物进入脱轻塔1中，脱轻塔再沸器3提供蒸汽加热，使得塔釜液体汽化，其蒸汽从下往上逐级上升，塔顶蒸汽经脱轻塔冷凝器2冷凝至38～41℃后进入分离器4进行汽－液分离，分离器4顶部气相采出富二氧化碳气，分离器4采出液相全部打入脱轻塔1塔顶作为回流，此液相从上往下逐级下降，脱轻塔1塔底获得已脱除二氧化碳的塔釜液；
本步骤操作条件：
脱轻塔1塔顶温度：41.8℃
脱轻塔1塔釜温度：65.1℃
脱轻塔1塔顶的操作压力：1atm
脱轻塔1回流比：0.012
脱轻塔1理论板数：20
(2)将脱轻塔1塔釜液进入换热器9，与从精馏塔5塔底采出的含微量丙酮、少量醋酸以及微量重杂质的水进行换热，脱轻塔1塔釜液从汽相分率0.015～ 0.017被预热至0.05～0.07进入精馏塔5，以减小精馏塔再沸器7能耗，同时精馏塔5塔釜采出物从106～107℃被冷凝至75℃以降低后续系统冷量；
(3)在脱轻塔1塔釜液进入精馏塔5的同时向精馏塔5加入杂质脱除剂，以去除反应过程生成的低碳杂质等副产物，精馏塔再沸器7提供的热量使釜液部分汽化，蒸汽从下往上逐级上升，经精馏塔冷凝器6冷凝至41.8℃后进入精馏塔回流罐8，一部分作为丙酮液相产品采出，另一部分打入精馏塔5塔顶作为液相回流，此液相回流从上往下逐级下降，在精馏塔5塔底获得含微量丙酮、少量醋酸以及微量重杂质的水；
本步骤的操作条件：
精馏塔5塔顶温度：48.9℃
精馏塔5塔釜温度：106.4℃
精馏塔5塔顶的操作压力：0.9atm
精馏塔5回流比：1.947
精馏塔5理论板数：65
脱轻塔1塔釜采出液与杂质脱除剂物流(20wt％浓度)的质量流量比：1947： 1
所述杂质脱除剂为氢氧化钾。
本专利提供的精馏工艺与精馏装置的实施例1中脱轻塔与反应精馏塔的设计参数与操作参数列于表1，在所述进料规模和参数条件下，脱轻塔塔顶汽相几乎采出了生成的所有二氧化碳，塔釜得到含有丙酮、水及微量低碳杂质的混合物，此混合物进入反应精馏塔第65板，同时向反应精馏塔第30板通入10kg/h 的20wt％碱水溶液，通过在第30～65板间的反应段逆流操作，塔内低碳杂质全部转化为高沸物，进入反应精馏塔塔釜，塔顶采出丙酮纯度达99.7wt％(水含量<0.3wt％)的优等品医用级产品，塔釜采出未反应的过量醋酸、水和微量高沸物。实施例1的物料平衡表列于表2，可以看出，本发明解决了富二氧化碳、水的丙酮的精制纯化问题。
所述的操作参数能够满足塔顶蒸汽采用较便宜冷却水(32℃)的要求，塔釜温度不高，可使用低温蒸汽或导热油供热，精制纯化丙酮所需总的再沸器热负荷仅为1.59×106kcal/h(表1)，约折合蒸汽量3.18t LS/h，单位产品蒸汽消耗0.529t LS/t丙酮(医用优等品)，具有很低的能耗；以200RMB/t LS 粗估，单位产品蒸汽费用仅为105.8RMB/t丙酮(医用优等品),因而具有很低的操作费用。
表1本专利提出的精馏系统及方法中实施例1的设计参数与操作参数
| 脱轻塔 | 反应精馏塔 | |
| 操作压力/atm | 1 | 0.9 |
| 单板压降/bar | 0.007 | 0.005 |
| 理论板数/1 | 20 | 70 |
| 回流比/wt/wt | 0.012 | 1.947 |
| 原料进料位置1 | 5 | 65 |
| 杂质脱除剂进料位置2 | / | 30 |
| 塔顶温度/℃ | 41.8 | 48.9 |
| 塔釜温度/℃ | 65.1 | 106.4 |
| 冷凝器热负荷/kcal/h | -5660.9 | -1145780.6 |
| 再沸器热负荷/kcal/h | 314350.5 | 1274892.3 |
表2本专利提出的精馏系统及方法中实施例1的物料平衡数据表
实施例2
在实施例2中，本发明的工艺，包括如下步骤：
(1)将醋酸裂解反应产物进入脱轻塔1中，脱轻塔再沸器3提供蒸汽加热，使得塔釜液体汽化，其蒸汽从下往上逐级上升，塔顶蒸汽经脱轻塔冷凝器2冷凝至38～41℃后进入分离器4进行汽－液分离，分离器4顶部气相采出富二氧化碳气，分离器4采出液相全部打入脱轻塔1塔顶作为回流，此液相从上往下逐级下降，脱轻塔1塔底获得已脱除二氧化碳的塔釜液；
本步骤操作条件：
脱轻塔1塔顶温度：41.8℃
脱轻塔1塔釜温度：64.5℃
脱轻塔1塔顶的操作压力：1atm
脱轻塔1回流比0.015
胶轻塔1理论板数：15
(2)将脱轻塔1塔釜液进入换热器9，与从精馏塔5塔底采出的含微量丙酮、少量醋酸以及微量重杂质的水进行换热，脱轻塔1塔釜液从汽相分率0.015～0.017被预热至0.05～0.07进入精馏塔5，以减小精馏塔再沸器7能耗，同时精馏塔5塔釜采出物从104～105℃被冷凝至74℃以降低后续系统冷量；
(3)在脱轻塔1塔釜液进入精馏塔5的同时向精馏塔5加入杂质脱除剂，以去除反应过程生成的低碳杂质等副产物，精馏塔再沸器7提供的热量使釜液部分汽化，蒸汽从下往上逐级上升，经精馏塔冷凝器6冷凝至41～42℃后进入精馏塔回流罐8，一部分作为丙酮液相产品采出，另一部分打入精馏塔5塔顶作为液相回流，此液相回流从上往下逐级下降，在精馏塔5塔底获得含微量丙酮、少量醋酸以及微量重杂质的水；
本步骤的操作条件：
精馏塔5塔顶温度：41.3℃
精馏塔5塔釜温度：104.1℃
精馏塔5塔顶的操作压力：0.6atm
精馏塔5回流比：1.645
精馏塔5理论板数：60
脱轻塔1塔釜采出液与杂质脱除剂物流(20wt％浓度)的质量流量比：500： 1，所述杂质脱除剂为氢氧化钠。
本专利提供的精馏工艺与精馏装置的实施例2中脱轻塔与反应精馏塔的设计参数与操作参数列于表3，与实施例1相比，本例的塔板数、操作压力进行了改动。在所述进料规模和参数条件下，脱轻塔塔顶汽相几乎采出了生成的所有二氧化碳，塔釜得到含有丙酮、水及微量低碳杂质的混合物，此混合物进入反应精馏塔第55板，同时向反应精馏塔第25板通入10kg/h的20wt％碱水溶液，通过在第25～55板间的反应段逆流操作，塔内低碳杂质全部转化为高沸物，进入反应精馏塔塔釜，塔顶采出丙酮纯度达99.7wt％(水含量<0.3wt％)的优等品医用级产品，塔釜采出未反应的过量醋酸、水和微量高沸物。由于实施例2与实施例1均能完成引分离任务，在所设置的设计规定条件下，得到的产品流量和组成基本一致。实施例2的物料平衡表列于表4，可以看出，本专利解决了富二氧化碳、水的丙酮的精制纯化问题。
所述的操作参数能够满足塔顶蒸汽采用较便宜冷却水(32℃)的要求，塔釜温度不高，可使用低温蒸汽或导热油供热，精制纯化丙酮LS所需总的再沸器热负荷仅为1.59×106kcal/h(表3)，约折合蒸汽量3.18t LS/h，单位产品蒸汽消耗0.530t LS/t丙酮(医用优等品)，具有很低的能耗；以200RMB/t LS粗估，单位产品蒸汽费用仅为105.9RMB/t丙酮(医用级优等品),因而具有很低的操作费用。
表3本专利提出的精馏系统及方法中实施例2的设计参数与操作参数
| 脱轻塔 | 反应精馏塔 | |
| 操作压力/atm | 1 | 0.6 |
| 单板压降/bar | 0.007 | 0.005 |
| 理论板数/1 | 15 | 60 |
| 回流比/wt/wt | 0.015 | 1.645 |
| 原料进料位置1 | 4 | 55 |
| 杂质脱除剂进料位置2 | / | 25 |
| 塔顶温度/℃ | 41.8 | 41.3 |
| 塔釜温度/℃ | 64.5 | 104.1 |
| 冷凝器负荷/kcal/h | -5796.9 | -1132017.2 |
| 再沸器热负荷/kcal/h | 325457.1 | 1258734.1 |
表4本专利提出的精馏系统及方法中实施例2的物料平衡数据表
实施例3
在实施例3中，本发明的工艺，包括如下步骤：
(1)将醋酸裂解反应产物进入脱轻塔1中，脱轻塔再沸器3提供蒸汽加热，使得塔釜液体汽化，其蒸汽从下往上逐级上升，塔顶蒸汽经脱轻塔冷凝器2冷凝至38～41℃后进入分离器4进行汽－液分离，分离器4顶部气相采出富二氧化碳气，分离器4采出液相全部打入脱轻塔1塔顶作为回流，此液相从上往下逐级下降，脱轻塔1塔底获得已脱除二氧化碳的塔釜液；
本步骤操作条件：
脱轻塔1塔顶温度：41.8℃
脱轻塔1塔釜温度：64.1℃
脱轻塔1塔顶的操作压力：1atm
脱轻塔1回流比：0.018
脱轻塔1理论板数：10
(2)将脱轻塔1塔釜液进入换热器9，与从精馏塔5塔底采出的含微量丙酮、少量醋酸以及微量重杂质的水进行换热，脱轻塔1塔釜液从汽相分率0.015～0.017被预热至0.05～0.07进入精馏塔5，以减小精馏塔再沸器7能耗，同时精馏塔5塔釜采出物从111～112℃被冷凝至79℃以降低后续系统冷量；
(3)在脱轻塔1塔釜液进入精馏塔5的同时向精馏塔5加入杂质脱除剂，以去除反应过程生成的低碳杂质等副产物，精馏塔再沸器7提供的热量使釜液部分汽化，蒸汽从下往上逐级上升，经精馏塔冷凝器6冷凝至41～42℃后进入精馏塔回流罐8，一部分作为丙酮液相产品采出，另一部分打入精馏塔5塔顶作为液相回流，此液相回流从上往下逐级下降，在精馏塔5塔底获得含微量丙酮、少量醋酸以及微量重杂质的水；
本步骤的操作条件：
精馏塔5塔顶温度：68.1℃
精馏塔5塔釜温度：111.4℃
精馏塔5塔顶的操作压力：1.5atm
精馏塔5回流比：4.346
精馏塔5理论板数：80
脱轻塔1塔釜采出液与杂质脱除剂物流(10wt％浓度)的质量流量比：876： 1，所述杂质脱除剂为氢氧化锂。
本专利提供的精馏工艺与精馏装置的实施例3中脱轻塔与反应精馏塔的设计参数与操作参数列于表5，与实施例1、2相比，本例仅对塔板数、操作压力、进料位置作了改动。在所述进料规模和参数条件下，脱轻塔塔顶汽相几乎采出了生成的所有二氧化碳，塔釜得到含有丙酮、水及微量低碳杂质的混合物，此混合物进入反应精馏塔第75板，同时向反应精馏塔第35板通入10kg/h的 20wt％碱水溶液，通过在第35～75板间的反应段逆流操作，塔内低碳杂质全部转化为高沸物，进入反应精馏塔塔釜，塔顶采出丙酮纯度达99.7wt％(水含量<0.3wt％)的优等品医用级产品，塔釜采出未反应的过量醋酸、水和微量高沸物。由于实施例3与实施例1、2均能完成引分离任务，在所设置的设计规定条件下，得到的产品流量和组成基本一致。实施例3的物料平衡表列于表6，可以看出，本专利解决了富二氧化碳、水的丙酮的精制纯化问题。
所述的操作参数能够满足塔顶蒸汽采用较便宜冷却水(32℃)的要求，塔釜温度不高，可使用低温蒸汽或导热油供热，精制纯化丙酮所需总的再沸器热负荷仅为1.68×106kcal/h，约折合蒸汽量3.36t LS/h，单位产品蒸汽消耗 0.560t LS/t丙酮(医用优等品)，具有很低的能耗；以200RMB/t LS粗估，单位产品蒸汽费用仅为111.9RMB/t丙酮(医用级优等品),因而具有很低的操作费用。
表5本专利提出的精馏系统及方法中实施例3的设计参数与操作参数
| 脱轻塔 | 反应精馏塔 | |
| 操作压力/atm | 1.0 | 1.5 |
| 单板压降/bar | 0.007 | 0.007 |
| 理论板数/1 | 10 | 80 |
| 回流比/wt/wt | 0.018 | 4.346 |
| 原料进料位置1 | 3 | 75 |
| 杂质脱除剂进料位置2 | / | 35 |
| 塔顶温度/℃ | 41.8 | 68.1 |
| 塔釜温度/℃ | 64.1 | 111.4 |
| 冷凝器负荷/kcal/h | -5875.3 | -1221473.2 |
| 再沸器热负荷/kcal/h | 332679.4 | 1346857.9 |
表6本专利提出的精馏系统及方法中实施例3的物料平衡数据表
实施例4
在实施例4中，本发明的工艺，包括如下步骤：
(1)将醋酸裂解反应产物进入脱轻塔1中，脱轻塔再沸器3提供蒸汽加热，使得塔釜液体汽化，其蒸汽从下往上逐级上升，塔顶蒸汽经脱轻塔冷凝器2冷凝至38～41℃后进入分离器4进行汽－液分离，分离器4顶部气相采出富二氧化碳气，分离器4采出液相全部打入脱轻塔1塔顶作为回流，此液相从上往下逐级下降，脱轻塔1塔底获得已脱除二氧化碳的塔釜液；
本步骤操作条件：
脱轻塔1塔顶温度：41.8℃
脱轻塔1塔釜温度：64.1℃
脱轻塔1塔顶的操作压力：1atm
脱轻塔1回流比：0.018
脱轻塔1理论板数：10
(2)将脱轻塔1塔釜液进入换热器9，与从精馏塔5塔底采出的含微量丙酮、少量醋酸以及微量重杂质的水进行换热，脱轻塔1塔釜液从汽相分率0.015～ 0.017被预热至0.05～0.07进入精馏塔5，以减小精馏塔再沸器7能耗，同时精馏塔5塔釜采出物从111～112℃被冷凝至80～81℃以降低后续系统冷量；
(3)在脱轻塔1塔釜液进入精馏塔5的同时向精馏塔5加入杂质脱除剂，以去除反应过程生成的低碳杂质等副产物，精馏塔再沸器7提供的热量使釜液部分汽化，蒸汽从下往上逐级上升，经精馏塔冷凝器6冷凝至41～42℃后进入精馏塔回流罐8，一部分作为丙酮液相产品采出，另一部分打入精馏塔5塔顶作为液相回流，此液相回流从上往下逐级下降，在精馏塔5塔底获得含微量丙酮、少量醋酸以及微量重杂质的水；
本步骤的操作条件：
精馏塔5塔顶温度：68.1℃
精馏塔5塔釜温度：111.1℃
精馏塔5塔顶的操作压力：1atm
精馏塔5回流比：4.340
精馏塔5理论板数：75
脱轻塔1塔釜采出液与杂质脱除剂物流(20wt％浓度)的质量流量比：876： 1，所述杂质脱除剂为氢氧化钙。
本专利提供的精馏工艺与精馏装置的实施例4中脱轻塔与反应精馏塔的设计参数与操作参数列于表7，与实施例1、2、3相比，本例仅对塔板数、操作压力、进料位置作了改动。在所述进料规模和参数条件下，脱轻塔塔顶汽相几乎采出了生成的所有二氧化碳，塔釜得到含有丙酮、水及微量低碳杂质的混合物，此混合物进入反应精馏塔第70板，同时向反应精馏塔第32板通入10kg/h 的20wt％碱水溶液，通过在第32～70板间的反应段逆流操作，塔内低碳杂质全部转化为高沸物，进入反应精馏塔塔釜，塔顶采出丙酮纯度达99.7wt％(水含量<0.3wt％)的优等品医用级产品，塔釜采出未反应的过量醋酸、水和微量高沸物。由于实施例4与实施例1、2、3均能完成引分离任务，在所设置的设计规定条件下，得到的产品流量和组成基本一致。实施例4的物料平衡表列于表8，可以看出，本专利解决了富二氧化碳、水的丙酮的精制纯化问题。
所述的操作参数能够满足塔顶蒸汽采用较便宜冷却水(32℃)的要求，塔釜温度不高，可使用低温蒸汽或导热油供热，精制纯化丙酮所需总的再沸器热负荷仅为1.68×106kcal/h，约折合蒸汽量3.36t LS/h，单位产品蒸汽消耗 0.559t LS/t丙酮(医用优等品)，具有很低的能耗；以200RMB/t LS粗估，单位产品蒸汽费用仅为111.8RMB/t丙酮(医用级优等品),因而具有很低的操作费用。
表7本专利提出的精馏系统及方法中实施例4的设计参数与操作参数
| 脱轻塔 | 反应精馏塔 | |
| 操作压力/atm | 1.0 | 1.0 |
| 单板压降/bar | 0.007 | 0.007 |
| 理论板数/1 | 10 | 75 |
| 回流比/wt/wt | 0.018 | 4.340 |
| 原料进料位置1 | 3 | 70 |
| 杂质脱除剂进料位置2 | / | 32 |
| 塔顶温度/℃ | 41.8 | 68.1 |
| 塔釜温度/℃ | 64.1 | 111.1 |
| 冷凝器负荷/kcal/h | -5875.3 | -1220431.1 |
| 再沸器热负荷/kcal/h | 332679.4 | 1346698.2 |
表8本专利提出的精馏系统及方法中实施例4的设计参数与操作参数
实施例5
在实施例5中，本发明的工艺，包括如下步骤：
(1)将醋酸裂解反应产物进入脱轻塔1中，脱轻塔再沸器3提供蒸汽加热，使得塔釜液体汽化，其蒸汽从下往上逐级上升，塔顶蒸汽经脱轻塔冷凝器2冷凝至38～41℃后进入分离器4进行汽－液分离，分离器4顶部气相采出富二氧化碳气，分离器4采出液相全部打入脱轻塔1塔顶作为回流，此液相从上往下逐级下降，脱轻塔1塔底获得已脱除二氧化碳的塔釜液；
本步骤操作条件：
脱轻塔1塔顶温度：41.8℃
脱轻塔1塔釜温度：64.1℃
脱轻塔1塔顶的操作压力：1atm
脱轻塔1回流比：0.018
脱轻塔1理论板数：10
(2)将脱轻塔1塔釜液进入换热器9，与从精馏塔5塔底采出的含微量丙酮、少量醋酸以及微量重杂质的水进行换热，脱轻塔1塔釜液从汽相分率0.015～ 0.017被预热至0.05～0.07进入精馏塔5，以减小精馏塔再沸器7能耗，同时精馏塔5塔釜采出物从105～115℃被冷凝至75～85℃以降低后续系统冷量；
(3)在脱轻塔1塔釜液进入精馏塔5的同时向精馏塔5加入杂质脱除剂，以去除反应过程生成的低碳杂质等副产物，精馏塔再沸器7提供的热量使釜液部分汽化，蒸汽从下往上逐级上升，经精馏塔冷凝器6冷凝至41～42℃后进入精馏塔回流罐8，一部分作为丙酮液相产品采出，另一部分打入精馏塔5塔顶作为液相回流，此液相回流从上往下逐级下降，在精馏塔5塔底获得含微量丙酮、少量醋酸以及微量重杂质的水；
本步骤的操作条件：
精馏塔5塔顶温度：68.1℃
精馏塔5塔釜温度：111.1℃
精馏塔5塔顶的操作压力：1atm
精馏塔5回流比：4.341
精馏塔5理论板数：75
脱轻塔1塔釜采出液与杂质脱除剂物流(25wt％浓度)的质量流量比：1752： 1
所述杂质脱除剂为氢氧化钙。
本专利提供的精馏工艺与精馏装置的实施例5中脱轻塔与反应精馏塔的设计参数与操作参数列于表9，与实施例1、2、3、4相比，本例在实施例4的基础上仅对加碱量及其位置作了改动。在所述进料规模和参数条件下，脱轻塔塔顶汽相几乎采出了生成的所有二氧化碳，塔釜得到含有丙酮、水及微量低碳杂质的混合物，此混合物进入反应精馏塔第70板，同时向反应精馏塔第32板通入5kg/h的20wt％碱水溶液，通过在第32～70板间的反应段逆流操作，塔内低碳杂质全部转化为高沸物，进入反应精馏塔塔釜，塔顶采出丙酮纯度达99.7wt％(水含量<0.3wt％)的优等品医用级产品，塔釜采出未反应的过量醋酸、水和微量高沸物。由于实施例5与实施例1、2、3、4均能完成引分离任务，在所设置的设计规定条件下，得到的产品流量和组成基本相似。实施例5的物料平衡表列于表10，可以看出，本实施例解决了富二氧化碳、水的丙酮的精制纯化问题。
所述的操作参数能够满足塔顶蒸汽采用较便宜冷却水(32℃)的要求，塔釜温度不高，可使用低温蒸汽或导热油供热，精制纯化丙酮所需总的再沸器热负荷仅为1.68×106kcal/h，约折合蒸汽量3.36t LS/h，单位产品蒸汽消耗 0.559t LS/t丙酮(医用优等品)，具有很低的能耗；以200RMB/t LS粗估，单位产品蒸汽费用仅为111.8RMB/t丙酮(医用级优等品),因而具有很低的操作费用。
表9本专利提出的精馏系统及方法中实施例5的设计参数与操作参数
| 脱轻塔 | 反应精馏塔 | |
| 操作压力/atm | 1.0 | 1.0 |
| 单板压降/bar | 0.007 | 0.007 |
| 理论板数/1 | 10 | 75 |
| 回流比/wt/wt | 0.018 | 4.341 |
| 原料进料位置1 | 3 | 70 |
| 杂质脱除剂进料位置2 | / | 30 |
| 塔顶温度/℃ | 41.8 | 68.1 |
| 塔釜温度/℃ | 64.1 | 111.1 |
| 冷凝器负荷/kcal/h | -5875.3 | -1223431.1 |
| 再沸器热负荷/kcal/h | 332679.4 | 1343698.2 |
表10本专利提出的精馏系统及方法中实施例5的设计参数与操作参数
Claims (6)
1.一种用于富含二氧化碳/水的丙酮精制纯化工艺，其特征在于包括如下步骤：
（1）将醋酸裂解反应产物进入脱轻塔中，脱轻塔再沸器提供蒸汽加热，使得塔釜液体汽化，其蒸汽从下往上逐级上升，塔顶蒸汽经脱轻塔冷凝器冷凝至38～41 ℃后进入分离器进行汽－液分离，分离器顶部气相采出富二氧化碳气，分离器采出液相全部打入脱轻塔塔顶作为回流，此液相从上往下逐级下降，脱轻塔塔底获得已脱除二氧化碳的塔釜液；
（2）将脱轻塔塔釜液进入换热器，与从精馏塔塔底采出的含微量丙酮、少量醋酸以及微量重杂质的水进行换热，脱轻塔塔釜液从汽相分率0.015～0.017被预热至0.05～0.07进入精馏塔，以减小精馏塔再沸器能耗，同时精馏塔塔釜采出物从105～115 ℃被冷凝至75～85℃以降低后续系统冷量；
（3）在脱轻塔塔釜液进入精馏塔的同时向精馏塔加入杂质脱除剂，以去除反应过程生成的低碳杂质等副产物，精馏塔再沸器提供的热量使釜液部分汽化，蒸汽从下往上逐级上升，经精馏塔冷凝器冷凝至38～40 ℃后进入精馏塔回流罐，一部分作为丙酮液相产品采出，另一部分打入精馏塔5塔顶作为液相回流，此液相回流从上往下逐级下降，在精馏塔塔底获得含微量丙酮、少量醋酸以及微量重杂质的水。
2.如权利要求1所述的一种用于富含二氧化碳/水的丙酮精制纯化工艺，其特征在于步骤（3）的操作条件为：
精馏塔塔顶温度：40～70 ℃
精馏塔塔釜温度：100～120 ℃
精馏塔塔顶的操作压力：0.5～2 atm
精馏塔回流比：1～5
脱轻塔塔釜采出液与浓度为10～25wt%的杂质脱除剂质量流量比：500：1～2000：1。
3.如权利要求1所述的一种用于富含二氧化碳/水的丙酮精制纯化工艺，其特征在于步骤（1）操作条件为：
脱轻塔1塔顶温度：41～42℃；
脱轻塔1塔釜温度：64～66℃；
脱轻塔1塔顶的操作压力：1～3atm；
脱轻塔1回流比：0.001～0.2。
4.如权利要求2所述的一种用于富含二氧化碳/水的丙酮精制纯化工艺，其特征在于步骤（1）中脱轻塔1塔顶的操作压力1 atm。
5.如权利要求1所述的一种用于富含二氧化碳/水的丙酮精制纯化工艺，其特征在于所述杂质脱除剂为氢氧化钙、氢氧化钾、氢氧化钠或氢氧化锂。
6.如权利要求1所述的一种用于富含二氧化碳/水的丙酮精制纯化工艺，其特征在于所述的脱轻塔和精馏塔为填料塔或板式塔，填料为鲍尔环、拉西环、θ环、规整填料，板式塔为筛板塔、浮阀塔或泡罩塔塔盘结构。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN201811487403.8A CN109665954B (zh) | 2018-12-06 | 2018-12-06 | 一种用于富含二氧化碳/水的丙酮精制纯化工艺 |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN201811487403.8A CN109665954B (zh) | 2018-12-06 | 2018-12-06 | 一种用于富含二氧化碳/水的丙酮精制纯化工艺 |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| CN109665954A true CN109665954A (zh) | 2019-04-23 |
| CN109665954B CN109665954B (zh) | 2021-09-24 |
Family
ID=66143584
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| CN201811487403.8A Active CN109665954B (zh) | 2018-12-06 | 2018-12-06 | 一种用于富含二氧化碳/水的丙酮精制纯化工艺 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| CN (1) | CN109665954B (zh) |
Citations (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN102115436A (zh) * | 2011-01-13 | 2011-07-06 | 华南理工大学 | 减压汽提式精馏回收稀丙酮水溶液中丙酮的方法 |
| CN105669412A (zh) * | 2016-03-14 | 2016-06-15 | 江苏乐科节能科技股份有限公司 | 丙酮溶剂回收热泵精馏工艺 |
-
2018
- 2018-12-06 CN CN201811487403.8A patent/CN109665954B/zh active Active
Patent Citations (2)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN102115436A (zh) * | 2011-01-13 | 2011-07-06 | 华南理工大学 | 减压汽提式精馏回收稀丙酮水溶液中丙酮的方法 |
| CN105669412A (zh) * | 2016-03-14 | 2016-06-15 | 江苏乐科节能科技股份有限公司 | 丙酮溶剂回收热泵精馏工艺 |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| CN109665954B (zh) | 2021-09-24 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| CN105622338B (zh) | 乙二醇和1,2-丁二醇的分离方法、工艺及装置 | |
| CN101703840B (zh) | 湿法合成革二甲基甲酰胺溶液四效精馏系统及回收方法 | |
| JP6143744B2 (ja) | アセトニトリルの精製方法 | |
| CN109516906B (zh) | 一种催化反应精馏合成丁酮醇的方法和装置 | |
| JP5200024B2 (ja) | モルホリン（ｍｏ）、モノアミノジグリコール（ａｄｇ）、アンモニア及び水を含有する混合物を連続的に蒸留により分離するための方法 | |
| CN108440241B (zh) | 一种高纯度环己醇的提纯系统及方法 | |
| CN102675176A (zh) | 一种以高纯苯为原料生产己内酰胺的方法 | |
| US7048835B2 (en) | System and method for acetic acid recovery during terephthalic acid production | |
| CN106518640A (zh) | 一种环己酮产品高效分离精制的方法 | |
| JP5200023B2 (ja) | モルホリン（ｍｏ）、モノアミノジグリコール（ａｄｇ）、アンモニア及び水を含有する混合物を連続的に蒸留により分離するための方法 | |
| CN112811984A (zh) | 一种丙炔醇、丁炔二醇水溶液体系的隔板精馏工艺和设备 | |
| CN103055530A (zh) | 分离环己酮和苯酚的溶剂强化变压热耦合精馏系统 | |
| CN105461532B (zh) | 一种丙烯氧化制备丙烯醛和丙烯酸的清洁生产的方法 | |
| CN109665954A (zh) | 一种用于富含二氧化碳/水的丙酮精制纯化工艺 | |
| CN109134217B (zh) | 一种环己烷氧化法生产环己酮过程中氧化装置及氧化工艺改进方法 | |
| CN101084176A (zh) | 回收甲醇的方法 | |
| CN206985725U (zh) | 四氯化硅废液回收处理装置 | |
| CN216106701U (zh) | 环己烯分离的设备 | |
| CN109503360A (zh) | 一种用于稀醋酸回收的工艺 | |
| CN100473636C (zh) | 通过氧化气体基质得到(甲基)丙烯酸的纯化方法 | |
| CN108299155B (zh) | 环戊烯生产环戊醇和环戊酮的方法 | |
| CN108349847B (zh) | 同时制备苯乙烯和α-甲基苯乙烯的节能方法和装置 | |
| CN220513452U (zh) | 一种哌啶分离提纯系统 | |
| WO2005019149A1 (en) | System and method for acetic acid recovery during terephthalic acid production | |
| JP2013209391A (ja) | プロピレンオキサイドの回収方法 |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| PB01 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| GR01 | Patent grant | ||
| GR01 | Patent grant |