CN110280033B - 一种自热回收反应精馏制备丙酸丙酯的装置及方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开一种塔釜闪蒸式热泵反应精馏制备丙酸丙酯装置，及基于改装制备丙酸丙酯的方法。相对于现有技术，在保证产品质量的前提下，通过塔内气液相流股的能量耦合，充分利用了精馏塔塔顶蒸汽的潜热，通过反应精馏塔塔顶换热器与第一压缩机升温加压后，给反应精馏塔提馏段的反应精馏塔塔釜换热器供热，不需要外部热源提供热的能量，此外，由于利用了反应精馏塔精馏段蒸汽的潜热，降低了塔顶冷凝器的冷凝换热负荷，同时将各个流股的热量也充分利用，极大地降低了能耗。

Description

一种自热回收反应精馏制备丙酸丙酯的装置及方法
技术领域
本发明属于精馏技术领域，涉及丙酸丙酯的生产，具体地说，涉及一种自热回收反应精馏制备丙酸丙酯的装置及方法。
背景技术
丙酸丙酯是一种用途十分广泛的精细化学品，主要应用在油墨、涂料、清洁剂和食品工业调料等行业，它是一种优良的溶剂，可以与乙醇和乙醚互溶，微溶于水；作为一种无毒、无害的化合物取代了一些能引起空气污染的芳香烃化合物溶剂，例如苯。
目前合成丙酸丙酯的生产工艺主要有以下几种，如一种方法就是丙酸和丙醇为原料，在强酸性催化剂的作用下直接酯化生成丙酸丙酯，例如文献《精细化工原料及中间体》，1999年，第1卷，提出的现在工业上应用最多的以浓硫酸或三氟化硼做催化剂，由正丙酸和正丙醇的酯化法来制备丙酸丙酯。由于催化剂易得，价格低，工艺成熟，但其主要缺点是装置易腐蚀、易污染环境、产品复杂难分离，反应后有等摩尔质量的水产生，后处理流程较长，整个过程能耗大，产品精制困难。文献《精细石油工业进展》，2001年，第7卷，中提出另一种方法是采用丙醛利用丙醇铝催化剂，氯化锌为助催化剂，由丙醛一步直接合成丙酸丙酯，该流程节省了原料的消耗，仅需要50min，丙醇铝催化剂的收率就可达98％，大大节约了反应时间。丙酸丙酯的收率可达92％，选择性可达93％，但该工艺也存在不足之处，工艺路线复杂，但是没有克服无机酸对设备的腐蚀和环境污染问题，且在生产过程中能耗很高，很难大规模生产应用。第三种方法是文献《应用化工》，2004年8月，第33卷，第4期，文献提到利用制备的固体超强酸SO4 2-/Fe2O3代替浓硫酸做催化剂，将正丙酸和正丙醇酯化合成丙酸丙酯，虽然催化剂价格低廉且腐蚀性低，酯收率可达97.2％。但是整个过程工艺流程复杂，整个反应制备时间过长，能耗很大，无法大规模推广。最后一种为以丙酸和丙醇为原料，利用硫酸钛作为催化剂合成丙酸丙酯，虽然丙酸丙酯收率可以达到96.5％，但是工艺路线过于复杂，副反应较多，比较难以控制。因此国内外研究者积极地开展了丙酸丙酯的制备研究，希望可以简化工艺流程，提高丙酸丙酯的收率并降低过程能耗。
反应精馏是上世纪80年代发展起来的一种新兴化工过程强化技术，该技术将反应和分离这两个化学工程领域中最为关键的过程耦合于同一设备中，成为革新传统单元操作的一项代表性技术，被认为是过程强化的先驱者。有公开文献报道引用反应精馏合成制备丙酸丙酯的方法，如文献《VERSITA》，2008年，第62卷，第1期中，Kotora提到一种中试规模制备丙酸丙酯的反应精馏过程，但是丙酸丙酯的纯度仅为0.698，且整个过程的能耗过大。文献《石油学报(石油加工)》，2015年12月，第31卷，第6期提出等摩尔进料的单塔反应精馏合成丙酸丙酯，其纯度可达99.88％，但由于采用等摩尔时料，工业上无法正常操作，文献《Chemical Engineering and Processing》，2014年，第85期中，Xu提出了一种双塔反应精馏过程，可以使丙酸丙酯的收率达到99.5％，但是塔顶冷凝器和塔釜换热器都会使用大量的冷热公用工程，导致能耗过高，经济性受到很大的影响。在本申请人申报的另一份专利(专利名称为《一种塔釜闪蒸式热泵反应精馏制备丙酸丙酯的装置和方法》，发明人为叶青、岑昊、樊玉峰、吴卫忠)中，两塔塔釜流出物分为两部分，一部分做为塔釜采出，另一部分经过节流阀，降低塔釜流出物的温度和压力后，在换热器中采用塔顶蒸汽的热量进行加热并完全汽化后，再利用压缩机提高温度和压力，作为精馏塔塔釜热源。该专利中塔顶蒸汽先经过预热器预热，再经过压缩机压缩，提高温度和压力后给塔釜再沸器提供热量，然后经冷凝器冷凝后一部分回流塔内，另一部分做为塔顶出料。由于离开再沸器的塔顶物料温度较高，可用于进料或塔顶预热器的热源。这种流程能充分利用过程的潜热和显热，整个流程只需少量的电能和热共用工程，节省了大量的冷热共用工程。故这种流程称为自热回收流程。
发明内容
本发明本发明针对上述技术存在的不足，提出一种以丙酸和丙醇为原料，强酸性离子交换树脂为催化剂，酯化反应合成丙酸丙酯的自热回收反应精馏装置及方法，该方法集合了热泵精馏和反应精馏的特点，具有能耗低，产品纯度高的优点。解决了目前现有工艺中由于热量利用不充分，换热不匹配导致的能源浪费问题，并且提高了产品的回收率。
本发明的特征在于：在丙酸与过量丙醇为原料的反应精馏流程制备丙酸丙酯的工艺中引入自热回收技术。将精馏塔塔顶的蒸汽为工作介质，经过压缩机压缩升温后作为塔釜再沸器的热源进行供热。使得塔釜再沸器不需要外部热源供热，也降低了塔顶冷凝器的冷凝符合，同时将各个流股的潜热和显热通过热集成充分利用，尽可能的减少能耗。
为达此目的，本发明的技术方案如下：
一种自热回收反应精馏制备丙酸丙酯的装置，包括：
反应精馏塔，所述反应精馏塔的内部自上而下依次为反应精馏塔精馏段、填充有强酸性阳离子交换树脂催化剂的反应精馏塔反应段和反应精馏塔提馏段；所述反应精馏塔精馏段的顶部向外连接第一出料管，第一出料管沿着物料流动方向依次连接反应精馏塔塔顶换热器、第一压缩机、反应精馏塔塔釜换热器、原料丙酸换热器、第一节流阀、反应精馏塔塔顶冷凝器及分离器，所述原料丙酸换热器用于将第一出料管中物料热量传递至丙酸进料管并对丙酸进料管中的丙酸预热，所述分离器的底部向外设有两根第二出料管，且其中一根与反应精馏塔精馏段相连，另一根用于采出副产品水；所述反应精馏塔反应段的上部设有用于与丙酸进料管连接的丙酸进料口，下部设有用于与丙醇进料管连接的丙醇进料口；所述反应精馏塔提馏段的底部设有两根第三出料管，且其中一根与所述反应精馏塔塔釜换热器连接后再连接至所述反应精馏塔提馏段；
回收塔，所述回收塔内自上而下依次为回收塔反应段及回收塔提馏段；所述回收塔反应段的中下部设有进料口，所述进料口与所述另一根第三出料管连接；所述回收塔反应段的顶部向外连接第四出料管，所述第四出料管沿着物料流动方向依次连接回收塔塔顶预热器、第二压缩机、丙酸丙酯回收塔塔釜换热器、所述反应精馏塔塔顶换热器、回收塔塔顶冷凝器及第二节流阀，所述第四出料管经过第二节流阀后分为两股，且其中一股连接至丙醇进料管，另一股连接至回收塔反应段的上部；所述回收塔提馏段的底部设有第五出料管，所述第五出料管包括两根支管，且其中一根支管沿着物料流动方向依次连接原料丙醇换热器和丙酸丙酯出料管道，另一根支管与所述丙酸丙酯回收塔塔釜换热器连接后，连接至所述回收塔提馏段；所述原料丙醇换热器用于将对应支管中物料热量传递至丙醇进料管并预热丙醇；
反应精馏塔反应段的理论塔板数为25～35块，反应精馏塔提馏段的理论塔板数为5～15块；所述丙酸进料口位于反应精馏塔反应段的第一块塔板处，丙醇进料口位于反应精馏塔反应段的最后一块塔板处；
所述回收塔的理论塔板数为32～40块。
优选的，所述回收塔上用于与所述另一根第三出料管连接的进料口位于第20块塔板处。
一种丙酸丙酯的制备方法，所述方法采用如上所述的自热回收反应精馏制备丙酸丙酯的装置，包括如下步骤：
将预热到泡点后的丙酸与预热到泡点后的过量丙醇分别经由丙酸进料管和丙醇进料管送入反应精馏塔反应段并与反应精馏塔反应段内的阳离子交换树脂催化剂接触并发生酯化反应；反应生成的丙酸丙酯粗产物经由反应精馏塔提馏段底部的第三出料管采出并分为两股，且其中一股经过反应精馏塔塔釜换热器换热加热后回流至反应精馏塔提馏段内，另一股流入回收塔；反应生成的含水、部分丙酸丙酯及未反应的丙醇的汽相混合物经由第一出料管采出，且依次经反应精馏塔塔顶换热器换热加热及第一压缩机升温增压后，再通过反应精馏塔塔釜换热器向经由第三出料管回流至反应精馏塔提馏段的丙酸丙酯粗产物提供再沸热量，再通过原料丙酸换热器预热丙酸原料，然后再经第一节流阀进入反应精馏塔塔顶冷凝器冷凝后经由分离器分离出水相和有机相，其中有机相回流至反应精馏塔精馏段内；
进入回收塔内的丙酸丙酯粗产物中未反应的丙醇从回收塔反应段顶部的第四出料管采出，并依次经回收塔塔顶预热器预热加热，及第二压缩机升温加压后，依次进入丙酸丙酯回收塔塔釜换热器及反应精馏塔塔顶换热器换热后，经由回收塔塔顶冷凝器进一步降温后经过第二节流阀，并分为两股，其中一股汇入丙醇进料管，另一股回流至回收塔反应段中；进入回收塔内的丙酸丙酯粗产物中的丙酸丙酯经由回收塔提馏段底部的第五出料管采出并分为两股，且其中一股经丙酸丙酯回收塔塔釜换热器加热后回流至回收塔提馏段，另一股经原料丙醇换热器向丙醇传递热量后经由丙酸丙酯出料管道采出；
所述反应精馏塔内的压力为0.5～1.2atm，丙醇和丙酸的进料摩尔比为(1～2):1，反应精馏塔精馏段的温度为90～120℃，反应精馏塔提馏段的温度为90～125℃；
所述回收塔的操作压力为0.5-1.2atm，回收塔反应段的温度为85～120℃，回收塔提馏段的温度为90～130℃。
整个过程中，塔顶蒸汽通过压缩机与反应精馏塔塔釜换热器器和回收塔塔釜换热器完成了热量的耦合，同时充分利用了显热，节省了能量，且提高了产品回收率。
相对于现有技术，本发明的效果在于：在保证产品质量的前提下，通过塔内气液相流股的能量耦合，充分利用了精馏塔塔顶蒸汽的潜热，通过反应精馏塔塔顶换热器与第一压缩机升温加压后，给反应精馏塔提馏段的反应精馏塔塔釜换热器供热，不需要外部热源提供热的能量，此外，由于利用了反应精馏塔精馏段蒸汽的潜热，降低了塔顶冷凝器的冷凝换热负荷，同时将各个流股的热量也充分利用，极大地降低了能耗。
附图说明
下面结合附图和实施例对本发明进一步说明。
图1为本发明的自热回收反应精馏制备丙酸丙酯的装置结构和工艺流程。
图中：1－反应精馏塔，2－回收塔，3－反应精馏塔塔釜换热器，4－丙酸丙酯回收塔塔釜换热器，5－原料丙酸换热器，6－原料丙醇换热器，7－反应精馏塔塔顶换热器，8－反应精馏塔塔顶冷凝器，9－回收塔塔顶预热器，10－回收塔塔顶冷凝器，11－第一压缩机，12－第二压缩机，13－第一节流阀，14－第二节流阀，15－分离器，16－反应精馏塔精馏段，17－反应精馏塔反应段，18－反应精馏塔提馏段，19－回收塔反应段，20－回收塔提馏段。
具体实施方式
下面结合附图和实施案例对本发明内容作进一步详细说明：图中箭头代表流体流动方向。
如图1所示：一种自热回收反应精馏制备丙酸丙酯的装置，其特征在于：包括：
反应精馏塔1，所述反应精馏塔1的内部自上而下依次为反应精馏塔精馏段16、填充有强酸性阳离子交换树脂催化剂的反应精馏塔反应段17和反应精馏塔提馏段18；所述反应精馏塔精馏段16的顶部向外连接第一出料管，第一出料管沿着物料流动方向依次连接反应精馏塔塔顶换热器7、第一压缩机11、反应精馏塔塔釜换热器3、原料丙酸换热器5、第一节流阀13、反应精馏塔塔顶冷凝器8及分离器15，所述原料丙酸换热器5用于将第一出料管中物料热量传递至丙酸进料管并对丙酸进料管中的丙酸预热，所述分离器15的底部向外设有两根第二出料管，且其中一根与反应精馏塔精馏段16相连，另一根用于采出副产品水；所述反应精馏塔反应段17的上部设有用于与丙酸进料管连接的丙酸进料口，下部设有用于与丙醇进料管连接的丙醇进料口；所述反应精馏塔提馏段18的底部设有两根第三出料管，且其中一根与所述反应精馏塔塔釜换热器3连接后再连接至所述反应精馏塔提馏段18；
回收塔2，所述回收塔2内自上而下依次为回收塔反应段19及回收塔提馏段20；所述回收塔反应段19的中下部设有进料口，所述进料口与所述另一根第三出料管连接；所述回收塔反应段19的顶部向外连接第四出料管，所述第四出料管沿着物料流动方向依次连接回收塔塔顶预热器9、第二压缩机12、丙酸丙酯回收塔塔釜换热器4、所述反应精馏塔塔顶换热器7、回收塔塔顶冷凝器10及第二节流阀14，所述第四出料管经过第二节流阀14后分为两股，且其中一股连接至丙醇进料管，另一股连接至回收塔反应段19的上部；所述回收塔提馏段20的底部设有第五出料管，所述第五出料管包括两根支管，且其中一根支管沿着物料流动方向依次连接原料丙醇换热器6和丙酸丙酯出料管道，另一根支管与所述丙酸丙酯回收塔塔釜换热器4连接后，连接至所述回收塔提馏段20；所述原料丙醇换热器6用于将对应支管中物料热量传递至丙醇进料管并预热丙醇；
反应精馏塔反应段17的理论塔板数为25～35块，反应精馏塔提馏段18的理论塔板数为5～15块；所述丙酸进料口位于反应精馏塔反应段17的第一块塔板处，丙醇进料口位于反应精馏塔反应段17的最后一块塔板处；
所述回收塔2的理论塔板数为32～40块，所述回收塔2上用于与所述另一根第三出料管连接的进料口位于第20块塔板处。
本发明所采用的自热回收反应精馏制备丙酸丙酯装置的工艺为：原料丙酸经过原料丙酸预热器5加热后进入反应精馏塔反应段17，原料丙醇经过原料丙醇换热器6加热再与来自回收塔塔顶冷凝器10返回的丙醇混合进入反应精馏塔反应段17，原料在强酸性阳离子交换树脂作用下在反应段17发生酯化反应，生成目标产物丙酸丙酯和副产物水，其中目标产物丙酸丙酯和未反应的丙醇经反应精馏塔提馏段18进一步分离后，从反应精馏塔底部采出并分为两股，一股进入回收塔2继续精馏分离，另一股通过反应精馏塔塔釜再沸器3与经过加压升温的塔顶蒸汽换热后，返回反应精馏塔1塔釜。从反应精馏塔1顶部得到丙酸丙酯，水，丙酸和丙醇的汽相混合物经过反应精馏塔塔顶换热器7预热后，再经过第一压缩机11升高温度和压力后给反应精馏塔塔釜再沸器3提供热量，再经过原料丙酸预热器5给丙酸预热后经过第一节流阀13减少压力，再进入反应精馏塔塔顶冷凝器19冷凝，再进入分离器15分为有机相和水相，有机相流股返回反应精馏塔1塔顶，水相采出作为副产物水。在回收塔中，塔釜流股从丙酸丙酯回收塔2底部采出并分为两股物流，一股经丙酸丙酯回收塔2塔釜再沸器4加热后返回丙酸丙酯回收塔2底部，另一股为高纯度的丙酸丙酯给原料丙醇在原料丙醇换热器6中提供热量后作为目标产物采出。塔顶采出未反应的丙醇蒸汽，经过回收塔塔顶预热器升温后，又经过第二压缩机12提高温度和压力后，给丙酸丙酯回收塔塔釜再沸器4提供热量，之后给反应精馏塔塔顶换热器7提供热量，再经过回收塔塔顶冷凝器10冷凝，经过第二节流阀14减低压力后分为两股，一股返回回收塔2顶部，另一股与预热后的原料丙醇进入反应精馏塔1反应段18底部。
实施例1：
采用附图1所示的工艺流程，所采用的反应精馏塔1共45块塔板，丙酸进料口为第7块塔板，丙醇进料口为第31块塔板；反应精馏塔的操作压力为1atm。原料丙酸以50kmol/h经过原料丙酸预热器5加热到103℃后，从反应精馏塔1反应段17上部进料，原料丙醇以50kmol/h经过原料丙醇换热器6加热到100℃后和从回收塔塔顶冷凝器10返回的丙醇10kmol/h混合，从反应精馏塔反应段17下部进料(醇酸进料比为1.2:1)，原料在强酸性阳离子交换树脂作用下在反应精馏塔反应段17发生酯化反应，生成目标产物丙酸丙酯和副产物水，其中目标产物丙酸丙酯和过量未反应的丙醇经反应精馏塔提馏段18进一步分离后，从反应精馏塔1底部采出，温度为113℃，然后分为两股，一股输送至回收塔2的进料口，另一股与来自反应精馏塔塔顶的经过升温加压的蒸汽在反应精馏塔塔釜换热器3中进行换热，汽化后返回反应精馏塔塔釜作为热源。从反应精馏塔塔顶采出的蒸汽温度为103℃，在反应精馏塔塔顶换热器7升温到117℃后，又在第一压缩机11中加压到5atm，给反应精馏塔塔釜换热器提供热量，再给丙酸预热器5提供热量，之后经过第一节流阀13降低压力到1atm后，在反应精馏塔塔顶冷凝器8中冷凝到50℃后，在分离器15中分离成为含有未反应的丙酸
丙醇以及目标产物丙酸丙酯的有机相，和质量分数99.7％的水相，采出量为50kmol/h，有机相返回反应精馏塔1塔顶。
回收塔共有35块塔板，进料口为第20块塔板，塔的操作压力为1atm，在回收塔2中，经过精馏分离，回收塔底部温度为125℃，采出质量分数为99.95％的丙酸丙酯50kmol/h，该物流分为两股，一股给原料丙醇换热器6中提供热量后，作为目标产物采出。另一股与来自塔顶的经过升温升压后的蒸汽在回收塔塔釜再沸器4中进行换热，汽化后返回丙酸丙酯塔釜作为热源。回收塔塔顶采出的丙醇与丙酸丙酯蒸汽混合物的温度为97℃，经过回收塔塔顶预热器9升高温度到128℃，再经过第二压缩机加压到3.0atm，然后继续给反应精馏塔顶第一预热器提供热量，再经过回收塔塔顶冷凝器10冷凝与节流阀14降低压力到1atm，然后分为两股，一股返回回收塔塔顶，另一股与预热后的丙醇原料混合进入反应精馏塔1反应段17下部。
在自热回收反应精馏流程中，对于进料量为50kmol/h的丙酸的常压反应精馏流程，反应精馏塔塔顶蒸汽经第一压缩机11压缩，消耗功率211kW后，为塔釜提供1046kW热量，回收塔塔顶蒸汽经第二压缩机12压缩，消耗功率64kW后，为塔釜提供523kW热量，同时，通过原料丙酸预热器，原料丙醇换热器，反应精馏塔塔顶换热器分别利用123kW，190kW，56kW显热，通过自热回收技术，可节能659kW。本实施例的丙酸丙酯收率达99％以上。
实施例2：
采用附图1所示的工艺流程，所采用的反应精馏塔1共45块塔板，丙酸进料口为第7块塔板，丙醇进料口为第31块塔板；反应精馏塔的操作压力为0.5atm。原料丙酸以50kmol/h经过原料丙酸预热器5加热后78℃，从反应精馏塔1反应段17上部进料，原料丙醇以50kmol/h经过原料丙醇换热器6加热到77℃后和从回收塔塔顶冷凝器10返回的丙醇20kmol/h混合，从反应精馏塔反应段17下部进料(醇酸进料比为1.4:1)，原料在强酸性阳离子交换树脂作用下在反应精馏塔反应段17发生酯化反应，生成目标产物丙酸丙酯和副产物水，其中目标产物丙酸丙酯和过量未反应的丙醇经反应精馏塔提馏段18进一步分离后，从反应精馏塔1底部采出，温度为92℃，然后分为两股，一股输送至回收塔2的进料口，另一股与来自反应精馏塔塔顶的经过升温加压的蒸汽在反应精馏塔塔釜换热器3中进行换热，汽化后返回反应精馏塔塔釜作为热源。从反应精馏塔塔顶采出的蒸汽温度为72℃，在反应精馏塔塔顶换热器7升温到91℃后，又在第一压缩机11中加压到3.5atm，给反应精馏塔塔釜换热器提供热量，再给丙酸预热器5提供热量，之后经过第一节流阀13降低压力到0.5atm后，在反应精馏塔塔顶冷凝器8中冷凝到50℃后，在分离器17中分离成为含有未反应的丙酸，丙醇以及目标产物丙酸丙酯的有机相，和质量分数99.7％的水相，采出量为50kmol/h，有机相返回反应精馏塔1塔顶。
回收塔共有35块塔板，进料口为第20块塔板，塔的操作压力为0.5atm，在回收塔2中，经过精馏分离，回收塔底部温度为95℃，采出质量分数为99.95％的丙酸丙酯50kmol/h，该物流分为两股，一股给原料丙醇换热器6中提供热量后，作为目标产物采出。另一股与来自塔顶的经过升温升压后的蒸汽在回收塔塔釜再沸器4中进行换热，汽化后返回丙酸丙酯塔釜作为热源。回收塔塔顶采出的丙醇与丙酸丙酯蒸汽混合物的温度为72℃，经过回收塔塔顶预热器9升高温度到102℃，再经过第二压缩机加压到2.7atm，然后继续给反应精馏塔顶预热器7提供热量，再经过回收塔塔顶冷凝器10冷凝与节流阀10降低压力到0.52atm，然后分为两股，一股返回回收塔塔顶，另一股与预热后的丙醇原料混合进入反应精馏塔1反应段17下部。
在自热回收反应精馏流程中，对于进料量为50kmol/h的丙酸的减压反应精馏流程，反应精馏塔塔顶蒸汽经第一压缩机11压缩，消耗功率213kW后，为塔釜提供980kW热量，回收塔塔顶蒸汽经第二压缩机12压缩，消耗功率72kW后，为塔釜提供677kW热量，同时，通过原料丙酸预热器，原料丙醇换热器，反应精馏塔塔顶换热器分别利用113kW，184kW，32kW显热，通过自热回收技术，可节能675kW。本实施例的丙酸丙酯收率达99％以上。
以上所述，仅为本发明较佳的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，任何熟悉本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，根据本发明的技术方案及其构思加以等同替换或改变，都应涵盖在本发明的保护范围之内。

Claims (3)

1.一种自热回收反应精馏制备丙酸丙酯的装置，其特征在于：包括：
反应精馏塔（1），所述反应精馏塔（1）的内部自上而下依次为反应精馏塔精馏段（16）、填充有强酸性阳离子交换树脂催化剂的反应精馏塔反应段（17）和反应精馏塔提馏段（18）；所述反应精馏塔精馏段（16）的顶部向外连接第一出料管，第一出料管沿着物料流动方向依次连接反应精馏塔塔顶换热器（7）、第一压缩机（11）、反应精馏塔塔釜换热器（3）、原料丙酸换热器（5）、第一节流阀（13）、反应精馏塔塔顶冷凝器（8）及分离器（15），所述原料丙酸换热器（5）用于将第一出料管中物料热量传递至丙酸进料管并对丙酸进料管中的丙酸预热，所述分离器（15）的底部向外设有两根第二出料管，且其中一根与反应精馏塔精馏段（16）相连，另一根用于采出副产品水；所述反应精馏塔反应段（17）的上部设有用于与丙酸进料管连接的丙酸进料口，下部设有用于与丙醇进料管连接的丙醇进料口；所述反应精馏塔提馏段（18）的底部设有两根第三出料管，且其中一根与所述反应精馏塔塔釜换热器（3）连接后再连接至所述反应精馏塔提馏段（18）；
回收塔（2），所述回收塔（2）内自上而下依次为回收塔反应段（19）及回收塔提馏段（20）；所述回收塔反应段（19）的中下部设有进料口，所述进料口与所述另一根第三出料管连接；所述回收塔反应段（19）的顶部向外连接第四出料管，所述第四出料管沿着物料流动方向依次连接回收塔塔顶预热器（9）、第二压缩机（12）、丙酸丙酯回收塔塔釜换热器（4）、所述反应精馏塔塔顶换热器（7）、回收塔塔顶冷凝器（10）及第二节流阀（14），所述第四出料管经过第二节流阀（14）后分为两股，且其中一股连接至丙醇进料管，另一股连接至回收塔反应段（19）的上部；所述回收塔提馏段（20）的底部设有第五出料管，所述第五出料管包括两根支管，且其中一根支管沿着物料流动方向依次连接原料丙醇换热器（6）和丙酸丙酯出料管道，另一根支管与所述丙酸丙酯回收塔塔釜换热器（4）连接后，连接至所述回收塔提馏段（20）；所述原料丙醇换热器（6）用于将对应支管中物料热量传递至丙醇进料管并预热丙醇；
反应精馏塔反应段（17）的理论塔板数为25~35块，反应精馏塔提馏段（18）的理论塔板数为5~15块；所述丙酸进料口位于反应精馏塔反应段（17）的第一块塔板处，丙醇进料口位于反应精馏塔反应段（17）的最后一块塔板处；
所述回收塔（2）的理论塔板数为32~40块。
2.根据权利要求1所述的自热回收反应精馏制备丙酸丙酯的装置，其特征在于：所述回收塔（2）上用于与所述另一根第三出料管连接的进料口位于第20块塔板处。
3.一种丙酸丙酯的制备方法，其特征在于：所述方法采用如权利要求1或2所述的自热回收反应精馏制备丙酸丙酯的装置，包括如下步骤：
将预热到泡点后的丙酸与预热到泡点后的过量丙醇分别经由丙酸进料管和丙醇进料管送入反应精馏塔反应段（17）并与反应精馏塔反应段（17）内的阳离子交换树脂催化剂接触并发生酯化反应；反应生成的丙酸丙酯粗产物经由反应精馏塔提馏段（18）底部的第三出料管采出并分为两股，且其中一股经过反应精馏塔塔釜换热器（3）换热加热后回流至反应精馏塔提馏段（18）内，另一股流入回收塔（2）；反应生成的含水、部分丙酸丙酯及未反应的丙醇的汽相混合物经由第一出料管采出，且依次经反应精馏塔塔顶换热器（7）换热加热及第一压缩机（11）升温增压后，再通过反应精馏塔塔釜换热器（3）向经由第三出料管回流至反应精馏塔提馏段（18）的丙酸丙酯粗产物提供再沸热量，再通过原料丙酸换热器（5）预热丙酸原料，然后再经第一节流阀（13）进入反应精馏塔塔顶冷凝器（8）冷凝后经由分离器（15）分离出水相和有机相，其中有机相回流至反应精馏塔精馏段（16）内；
进入回收塔（2）内的丙酸丙酯粗产物中未反应的丙醇从回收塔反应段（19）顶部的第四出料管采出，并依次经回收塔塔顶预热器（9）预热加热，及第二压缩机升温加压后，依次进入丙酸丙酯回收塔塔釜换热器（4）及反应精馏塔塔顶换热器（7）换热后，经由回收塔塔顶冷凝器（10）进一步降温后经过第二节流阀（14），并分为两股，其中一股汇入丙醇进料管，另一股回流至回收塔反应段（19）中；进入回收塔（2）内的丙酸丙酯粗产物中的丙酸丙酯经由回收塔提馏段（20）底部的第五出料管采出并分为两股，且其中一股经丙酸丙酯回收塔塔釜换热器（4）加热后回流至回收塔提馏段（20），另一股经原料丙醇换热器（6）向丙醇传递热量后经由丙酸丙酯出料管道采出；
所述反应精馏塔（1）内的压力为0.5~1.2atm，丙醇和丙酸的进料摩尔比为
(1~2):1，反应精馏塔精馏段（16）的温度为90~120℃，反应精馏塔提馏段（18）的温度为90~125℃；
所述回收塔的操作压力为0.5-1.2atm，回收塔反应段（19）的温度为85~120℃，回收塔提馏段（20）的温度为90~130℃。
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