CN113072429A - 对-特辛基苯酚连续生产工艺及装置 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及对‑特辛基苯酚技术领域，具体涉及一种对‑特辛基苯酚连续生产工艺及装置。所述的对‑特辛基苯酚连续生产工艺，将苯酚与二异丁烯分别连续通入混合器，混合后的物料从一级反应釜底部进入一级反应釜进行催化反应，经催化反应到一定液位后由一级反应釜上部持续放出，再从二级反应釜底部进入二级反应釜进行转位反应，经催化剂持续转位后，从二级反应釜上部持续放出，得到对‑特辛基苯酚烷基化液，依次通入一级脱轻塔、二级脱轻塔、脱重塔进行精馏提纯，得到产品对‑特辛基苯酚烷。本发明的对‑特辛基苯酚连续生产工艺，整体反应时间短，副反应少，提纯效率高，提纯得到的对‑特辛基苯酚纯度高；本发明还提供其装置。
Description
技术领域
本发明涉及对-特辛基苯酚技术领域，具体涉及一种对-特辛基苯酚连续生产工艺及装置。
背景技术
对-特辛基苯酚，常温下为白色片状晶体，不溶于水，可溶于大多有机溶剂，遇明火或高温可燃。对特辛基苯酚是精细化工的原料和中间体，例如用以合成辛基酚甲醛树脂，广泛用于油品添加剂、油墨、电缆绝缘材料、印刷油墨、涂料、黏合剂、光稳定剂等生产领域。合成非离子型表面活性剂，广泛应用于洗涤剂、农药乳化剂、纺织均染剂等产品；由其合成的酚醛树脂，广泛用于印刷油墨、涂料、黏合剂、绝缘漆、光稳定剂等生产领域中。
对-特辛基苯酚一般采用二异丁烯和苯酚在酸性阳离子树脂催化剂的作用下，先经烷基化反应，后经精馏提纯而制取。对-特辛基苯酚的生产过程受反应温度、反应时间、原料摩尔比等诸因素的影响，导致烷基化反应中苯酚转化率低，烷化液组分中对-特辛基苯酚含量低、苯酚含量高，邻-特辛基苯酚、2,4-特辛基苯酚、对-特丁基酚等副产物多，精馏提纯后产品对- 特辛基苯酚纯度只能达到96％。由于产品纯度低，只能用于低端用户。
目前，国内普遍采用间歇法生产对-特辛基苯酚，在一台反应釜中完成合成反应，即先将苯酚溶液从反应釜上部加料口注入反应釜中，再用泵把二异丁烯加入高位槽计量罐中，然后通过反应釜上部加料管缓慢加入二异丁烯，滴加完后进行转位反应，取样化验合格后放料进行精馏提纯，相对应地，提纯工艺也采用单一精馏塔进行间歇式提纯。例如专利CN101161616B、CN101190961B中均是采用间歇法。
但是间歇法生产的反应繁琐，反应时间长，副反应的异构体多，产品质量低，生产效率较低，而且采用单一精馏塔进行间歇式提纯，分离得到的轻组分利用率较低，提纯效率较低，精馏提纯后产品对-特辛基苯酚纯度只能达到96％，不能满足高端领域的要求。
发明内容
本发明要解决的技术问题是提供一种对-特辛基苯酚连续生产工艺，整体反应时间短，原料与催化剂接触时间短，副反应少(异构体少)，提纯效率高，轻组分的利用率高，提纯得到的对-特辛基苯酚纯度高，提高了产品质量和产品收率；本发明还提供其装置。
本发明所述的对-特辛基苯酚连续生产工艺，包括以下步骤：
(1)将苯酚预热后与二异丁烯分别连续通入混合器，混合后的物料从一级反应釜底部进入一级反应釜进行催化反应，经催化反应到一定液位后由一级反应釜上部持续放出，再从二级反应釜底部进入二级反应釜进行转位反应，经催化剂持续转位后，从二级反应釜上部持续放出，得到对-特辛基苯酚烷基化液；
(2)将步骤(1)得到的对-特辛基苯酚烷基化液先通入一级脱轻塔中脱出部分轻组分，该部分轻组分返回一级反应釜继续进行催化反应，再通入二级脱轻塔中脱出部分轻组分，该部分轻组分返回二级反应釜继续进行转位反应，最后通入脱重塔脱除重组分，从脱重塔的上端出料口得到产品对-特辛基苯酚。
步骤(1)中，苯酚预热温度为90-95℃。
步骤(1)中，苯酚与二异丁烯通入混合器的流量比为1：1-1.4。
步骤(1)中，一级反应釜中，催化剂为树脂催化剂KC102，生产厂家为河北凯瑞环保科技股份有限公司，催化剂加入量为380-420kg(以反应釜容积15m3计)。
步骤(1)中，一级反应釜内的反应温度为90-95℃，常压反应，物料停留时间为20-40min。
步骤(1)中，二级反应釜中，催化剂为树脂催化剂KC102，生产厂家为河北凯瑞环保科技股份有限公司，催化剂加入量为320-350kg(以反应釜容积10m3计)。
步骤(1)中，二级反应釜内的反应温度为100-105℃，常压反应，物料停留时间为15-30min。
步骤(2)中，一级脱轻塔的塔顶温度120-130℃，塔顶真空度-0.094～-0.092MPa，塔底温度185-190℃，塔底真空度-0.092～-0.090MPa，采用内回流，回流比1:2。
步骤(2)中，二级脱轻塔的塔顶温度120-130℃，塔顶真空度-0.094～-0.092MPa，塔底温度185-190℃，塔底真空度-0.092～-0.090MPa，采用内回流，回流比1:2。
步骤(2)中，脱重塔的塔顶温度140-150℃，塔顶真空度-0.096～-0.094MPa，塔底温度 195-200℃，塔底真空度-0.092～-0.094MPa，采用外回流，回流比2:1。
本发明所述的对-特辛基苯酚连续生产工艺所用的装置，包括依次相连的混合器、一级反应釜、二级反应釜、对-特辛基苯酚烷基化液缓存罐、一级脱轻塔、二级脱轻塔和脱重塔，以及与混合器相连的二异丁烯储罐和苯酚储罐；
其中苯酚储罐的物料经过预热器后进入混合器，混合器的物料出口连接一级反应釜的底部进料口，一级反应釜的上端出料口连接二级反应釜的底部进料口，二级反应釜的上端出料口连接对-特辛基苯酚烷基化液缓存罐；
对-特辛基苯酚烷基化液缓存罐连接一级脱轻塔的进料口，一级脱轻塔的顶部设置有一级冷凝器，在一级冷凝器的底部位置连接有一级轻组分采出管，一级轻组分采出管与一级反应釜的底部进料口相连，一级脱轻塔的底部与一级蒸发釜形成管路循环，一级蒸发釜的上端设置有一级再沸器，一级蒸发釜与一级再沸器形成管路循环，其循环管路上连接一级重组分采出管；
一级重组分采出管连接二级脱轻塔的进料口，二级脱轻塔的顶部设置有二级冷凝器，在二级冷凝器的底部位置连接有二级轻组分采出管，二级轻组分采出管与二级反应釜的底部进料口相连，二级脱轻塔的底部与二级蒸发釜形成管路循环，二级蒸发釜的上端设置有二级再沸器，二级蒸发釜与二级再沸器形成管路循环，其循环管路上连接二级重组分采出管；
二级重组分采出管连接脱重塔的进料口，脱重塔的底部与脱重塔再沸器形成管路循环，其循环管路上连接重组分采出管，脱重塔的上部出料口与对-特辛基苯酚缓存罐相连，对-特辛基苯酚缓存罐连接产品采出管。
一级冷凝器、二级冷凝器和脱重塔的顶部均与真空管路相连。
所述装置在用于对-特辛基苯酚连续生产时，工作过程如下：
将物料苯酚经苯酚储罐用预热苯酚泵打入预热器，预热后与二异丁烯分别用泵连续打入混合器，混合均匀后的物料从一级反应釜底部进料口进入有催化剂的一级反应釜，经催化反应到一定液位后由一级反应釜上部出料口经二级反应釜进料泵连续打入二级反应釜底部进料口，釜内物料经催化剂持续转位后，从二级反应釜上部出料口进入对-特辛基苯酚烷基化液缓存罐。
将对-特辛基苯酚烷化液先通入一级脱轻塔，脱出未反应的二异丁烯和苯酚等轻组分，由一级轻组分采出管回收通入一级反应釜中继续进行催化反应，一级脱轻塔底部通过一级蒸发釜和一级再沸器进行加热；脱出一部分轻组分后的物料由一级重组分采出管通入二级脱轻塔，脱出中间副产物对叔丁基苯酚、邻叔丁基苯酚等组分，由二级轻组分采出管回收通入二级反应釜中继续进行转位反应，二级脱轻塔底部通过二级蒸发釜和二级再沸器进行加热；脱出几乎全部轻组分后的物料由二级重组分采出管通入脱重塔，脱出物料中的重组分，脱重塔底部通过脱重塔再沸器进行加热，对-特辛基苯酚从脱重塔上端出料口进入产品缓存罐，经2台脱轻塔、1台脱重塔提纯后的对-特辛基苯酚纯度达到99％以上。
与现有技术相比，本发明具有以下有益效果：
(1)本发明利用两台反应釜连续合成对-特辛基苯酚，整体反应时间短，反应液与催化剂接触时间短，副反应少(异构体少)，提高了产品质量和产品收率；
(2)本发明采用2台脱轻塔、1台脱重塔串联对对-特辛基苯酚烷基化液进行连续提纯，将不同组成的轻组分分别进行分离回收利用，与采用间歇式精馏相比，提纯效率高，轻组分的利用率高，提纯得到的对-特辛基苯酚纯度高达99％以上，满足高端客户需求。
附图说明
图1为本发明对-特辛基苯酚连续生产装置的结构示意图；
图中：1、二异丁烯储罐；2、苯酚储罐；3、预热器；4、混合器；5、一级反应釜；6、二级反应釜；7、对-特辛基苯酚烷基化液缓存罐；8、真空管路；9、一级轻组分采出管；10、一级冷凝器；11、一级脱轻塔；12、二级轻组分采出管；13、二级冷凝器；14、二级脱轻塔； 15、脱重塔；16、对-特辛基苯酚缓存罐；17、一级重组分采出管；18、一级蒸发釜；19、一级再沸器；20、二级重组分采出管；21、二级蒸发釜；22、二级再沸器；23、重组分采出管； 24、脱重塔再沸器；25、产品采出管。
具体实施方式
以下将对发明的具体实施方式进行详细描述。为了避免过多不必要的细节，在以下实施例中对属于公知的结构或功能将不进行详细描述。除有定义外，以下实施例中所用的技术和科学术语具有与本发明所属领域技术人员普遍理解的相同含义。
实施例1
如图1所示，本发明所述的对-特辛基苯酚连续生产工艺所用的装置，包括依次相连的混合器4、一级反应釜5、二级反应釜6、对-特辛基苯酚烷基化液缓存罐7、一级脱轻塔11、二级脱轻塔14和脱重塔15，以及与混合器4相连的二异丁烯储罐1和苯酚储罐2；
其中苯酚储罐2的物料经过预热器3后进入混合器4，混合器4的物料出口连接一级反应釜5的底部进料口，一级反应釜5的上端出料口连接二级反应釜6的底部进料口，二级反应釜6的上端出料口连接对-特辛基苯酚烷基化液缓存罐7；
对-特辛基苯酚烷基化液缓存罐7连接一级脱轻塔11的进料口，一级脱轻塔11的顶部设置有一级冷凝器10，在一级冷凝器10的底部位置连接有一级轻组分采出管9，一级轻组分采出管9与一级反应釜5的底部进料口相连，一级脱轻塔11的底部与一级蒸发釜18形成管路循环，一级蒸发釜18的上端设置有一级再沸器19，一级蒸发釜18与一级再沸器19形成管路循环，其循环管路上连接一级重组分采出管17；
一级重组分采出管17连接二级脱轻塔14的进料口，二级脱轻塔14的顶部设置有二级冷凝器13，在二级冷凝器13的底部位置连接有二级轻组分采出管12，二级轻组分采出管12 与二级反应釜6的底部进料口相连，二级脱轻塔14的底部与二级蒸发釜21形成管路循环，二级蒸发釜21的上端设置有二级再沸器22，二级蒸发釜21与二级再沸器22形成管路循环，其循环管路上连接二级重组分采出管20；
二级重组分采出管20连接脱重塔15的进料口，脱重塔15的底部与脱重塔再沸器24形成管路循环，其循环管路上连接重组分采出管23，脱重塔15的上部出料口与对-特辛基苯酚缓存罐16相连，对-特辛基苯酚缓存罐16连接产品采出管25。
一级冷凝器10、二级冷凝器13和脱重塔15的顶部均与真空管路8相连。
实施例2
一种对-特辛基苯酚连续生产工艺，包括以下步骤：
(1)将苯酚预热至90℃，然后与二异丁烯分别连续通入混合器，其中苯酚流量为900L/h，二异丁烯流量为1200L/h；混合后的物料从一级反应釜底部进入一级反应釜进行催化反应，一级反应釜(容积15m3)内填充有400kg树脂催化剂KC102，釜内反应温度为90℃，物料在釜内的停留时间为30min，物料经催化反应到一定液位后由一级反应釜上部出料口持续放出，再从二级反应釜底部进入二级反应釜进行转位反应，二级反应釜内(容积10m3)内填充有 350kg树脂催化剂KC102，釜内反应温度为100℃，物料在釜内的停留时间为20min，经催化剂持续转位后，从二级反应釜上部持续放出，得到对-特辛基苯酚烷基化液；
(2)将步骤(1)得到的对-特辛基苯酚烷基化液先通入一级脱轻塔中，塔顶温度120℃，塔顶真空度-0.093MPa，塔底温度185℃，塔底真空度-0.090MPa，采用内回流，回流比1:2，脱出未反应的二异丁烯和苯酚等轻组分通入一级反应釜中继续进行催化反应；再通入二级脱轻塔中，塔顶温度120℃，塔顶真空度-0.093MPa，塔底温度185℃，塔底真空度-0.090MPa，采用内回流，回流比1:2，脱出中间副产物对叔丁基苯酚、邻叔丁基苯酚等组分通入二级反应釜中继续进行转位反应，最后通入脱重塔，塔顶温度140℃，塔顶真空度-0.096MPa，塔底温度198℃，塔顶真空度-0.094MPa，采用外回流，回流比2:1，脱除重组分，从脱重塔的上端出料口得到产品对-特辛基苯酚，纯度为99.2％。
实施例3
一种对-特辛基苯酚连续生产工艺，包括以下步骤：
(1)将苯酚预热至92℃，然后与二异丁烯分别连续通入混合器，其中苯酚流量为1100L/h，二异丁烯流量为1200L/h；混合后的物料从一级反应釜底部进入一级反应釜进行催化反应，一级反应釜(容积15m3)内填充有420kg树脂催化剂KC102，釜内反应温度为92℃，物料在釜内的停留时间为25min，物料经催化反应到一定液位后由一级反应釜上部出料口持续放出，再从二级反应釜底部进入二级反应釜进行转位反应，二级反应釜内(容积10m3)内填充有 320kg树脂催化剂KC102，釜内反应温度为105℃，物料在釜内的停留时间为15min，经催化剂持续转位后，从二级反应釜上部持续放出，得到对-特辛基苯酚烷基化液；
(2)将步骤(1)得到的对-特辛基苯酚烷基化液先通入一级脱轻塔中，塔顶温度128℃，塔顶真空度-0.093MPa，塔底温度190℃，塔底真空度-0.090MPa，采用内回流，回流比1:2，脱出未反应的二异丁烯和苯酚等轻组分通入一级反应釜中继续进行催化反应；再通入二级脱轻塔中，塔顶温度128℃，塔顶真空度-0.093MPa，塔底温度190℃，塔底真空度-0.090MPa，采用内回流，回流比1:2，脱出中间副产物对叔丁基苯酚、邻叔丁基苯酚等组分通入二级反应釜中继续进行转位反应，最后通入脱重塔，塔顶温度145℃，塔顶真空度-0.096MPa，塔底温度200℃，塔顶真空度-0.094MPa，采用外回流，回流比2:1，脱除重组分，从脱重塔的上端出料口得到产品对-特辛基苯酚，纯度为99.3％。
实施例4
一种对-特辛基苯酚连续生产工艺，包括以下步骤：
(1)将苯酚预热至92℃，然后与二异丁烯分别连续通入混合器，其中苯酚流量为1000L/h，二异丁烯流量为1200L/h；混合后的物料从一级反应釜底部进入一级反应釜进行催化反应，一级反应釜(容积15m3)内填充有380kg树脂催化剂KC102，釜内反应温度为92℃，物料在釜内的停留时间为28min，物料经催化反应到一定液位后由一级反应釜上部出料口持续放出，再从二级反应釜底部进入二级反应釜进行转位反应，二级反应釜内(容积10m3)内填充有 330kg树脂催化剂KC102，釜内反应温度为102℃，物料在釜内的停留时间为18min，经催化剂持续转位后，从二级反应釜上部持续放出，得到对-特辛基苯酚烷基化液；
(2)将步骤(1)得到的对-特辛基苯酚烷基化液先通入一级脱轻塔中，塔顶温度130℃，塔顶真空度-0.093MPa，塔底温度200℃，塔底真空度-0.090MPa，采用内回流，回流比1:2，脱出未反应的二异丁烯和苯酚等轻组分通入一级反应釜中继续进行催化反应；再通入二级脱轻塔中，塔顶温度130℃，塔顶真空度-0.093MPa，塔底温度200℃，塔底真空度-0.090MPa，采用内回流，回流比1:2，脱出中间副产物对叔丁基苯酚、邻叔丁基苯酚等组分通入二级反应釜中继续进行转位反应，最后通入脱重塔，塔顶温度150℃，塔顶真空度-0.096MPa，塔底温度200℃，塔顶真空度-0.094MPa，采用外回流，回流比2:1，脱除重组分，从脱重塔的上端出料口得到产品对-特辛基苯酚，纯度为99.2％。
对比例1
本对比例采用间歇式生产工艺生产对-特辛基苯酚，包括以下步骤：
(1)先将460kg苯酚溶液和400kg树脂催化剂KC102加入反应釜中，将反应釜中抽真空至微负压(-0.05MPa左右)，用泵把540kg二异丁烯加入高位槽计量罐中，当反应釜温度在80℃时，缓慢加入二异丁烯，加入时间为2-3小时，滴加完毕后在90℃，微负压(-0.05MPa 左右)条件下反应进行转位反应2-3小时，取样化验合格后放料，得到对-特辛基苯酚烷基化液；
(2)将步骤(1)得到的对-特辛基苯酚烷基化液先通入脱轻塔中，塔顶温度120℃，塔顶真空度-0.093MPa，塔底温度185℃，塔底真空度-0.090MPa，采用内回流，回流比1:2，轻组分从脱轻塔上端脱出，作为原料继续用于合成对-特辛基苯酚，重组分从脱轻塔下端采出，进入脱重塔，塔顶温度140℃，塔顶真空度-0.096MPa，塔底温度198℃，塔顶真空度-0.094MPa，采用外回流，回流比2:1，脱除重组分，从脱重塔的上端出料口得到产品对-特辛基苯酚，纯度为96.5％。
与间歇式生产工艺相比，本发明将苯酚和二异丁烯预混后连续通过一级反应釜和二级反应釜进行反应，缩短了反应时间，将反应时间由原来的4-6小时缩短到1小时左右，反应液与催化剂的接触时间短，副反应减少，生成的异构体含量也大大减小，提高了产品品质，且整个合成过程在常压下即可进行；此外，本发明通过将2台脱轻塔和1台脱重塔串联，对反应液(对-特辛基苯酚烷基化液)进行分离提纯，使反应液中的轻组分脱出更彻底，更容易脱出的二异丁烯和苯酚等轻组分大部分在一级脱轻塔中脱出，直接返回一级反应釜进行反应，其余轻组分例如对叔丁基苯酚、邻叔丁基苯酚等大部分在二级脱轻塔中脱出，直接返回二级反应釜进行反应，脱出轻组分后的物料进入脱重塔进行再次分离，最终得到高纯度的对-特辛基苯酚产品，纯度达到99％以上，满足高端客户要求，且轻组分得到了充分回收利用，提高了产品收率。
Claims (10)
1.一种对-特辛基苯酚连续生产工艺，其特征在于：包括以下步骤：
(1)将苯酚预热后与二异丁烯分别连续通入混合器，混合后的物料从一级反应釜底部进入一级反应釜进行催化反应，经催化反应到一定液位后由一级反应釜上部持续放出，再从二级反应釜底部进入二级反应釜进行转位反应，经催化剂持续转位后，从二级反应釜上部持续放出，得到对-特辛基苯酚烷基化液；
(2)将步骤(1)得到的对-特辛基苯酚烷基化液先通入一级脱轻塔中脱出部分轻组分，该部分轻组分返回一级反应釜继续进行催化反应，再通入二级脱轻塔中脱出部分轻组分，该部分轻组分返回二级反应釜继续进行转位反应，最后通入脱重塔脱除重组分，从脱重塔的上端出料口得到产品对-特辛基苯酚。
2.根据权利要求1所述的对-特辛基苯酚连续生产工艺，其特征在于：步骤(1)中，苯酚预热温度为90-95℃；苯酚与二异丁烯通入混合器的流量比为3:3-4。
3.根据权利要求1所述的对-特辛基苯酚连续生产工艺，其特征在于：步骤(1)中，一级反应釜中，催化剂为树脂催化剂KC102，催化剂加入量为380-420kg。
4.根据权利要求1所述的对-特辛基苯酚连续生产工艺，其特征在于：步骤(1)中，一级反应釜内的反应温度为90-95℃，常压反应，物料停留时间为20-40min。
5.根据权利要求1所述的对-特辛基苯酚连续生产工艺，其特征在于：步骤(1)中，二级反应釜中，催化剂为树脂催化剂KC102，催化剂加入量为320-350kg。
6.根据权利要求1所述的对-特辛基苯酚连续生产工艺，其特征在于：步骤(1)中，二级反应釜内的反应温度为100-105℃，常压反应，物料停留时间为15-30min。
7.根据权利要求1所述的对-特辛基苯酚连续生产工艺，其特征在于：步骤(2)中，一级脱轻塔的塔顶温度120-130℃，塔顶真空度-0.094～-0.092MPa，塔底温度185-190℃，塔底真空度-0.092～-0.090MPa，采用内回流，回流比1:2。
8.根据权利要求1所述的对-特辛基苯酚连续生产工艺，其特征在于：步骤(2)中，二级脱轻塔的塔顶温度120-130℃，塔顶真空度-0.094～-0.092MPa，塔底温度185-190℃，塔底真空度-0.092～-0.090MPa，采用内回流，回流比1:2。
9.根据权利要求1所述的对-特辛基苯酚连续生产工艺，其特征在于：步骤(2)中，脱重塔的塔顶温度140-150℃，塔顶真空度-0.096～-0.094MPa，塔底温度195-200℃，塔底真空度-0.092～-0.094MPa，采用外回流，回流比2:1。
10.一种权利要求1-9任一项所述的对-特辛基苯酚连续生产工艺所用的装置，其特征在于：包括依次相连的混合器(4)、一级反应釜(5)、二级反应釜(6)、对-特辛基苯酚烷基化液缓存罐(7)、一级脱轻塔(11)、二级脱轻塔(14)和脱重塔(15)，以及与混合器(4)相连的二异丁烯储罐(1)和苯酚储罐(2)；
其中苯酚储罐(2)的物料经过预热器(3)后进入混合器(4)，混合器(4)的物料出口连接一级反应釜(5)的底部进料口，一级反应釜(5)的上端出料口连接二级反应釜(6)的底部进料口，二级反应釜(6)的上端出料口连接对-特辛基苯酚烷基化液缓存罐(7)；
对-特辛基苯酚烷基化液缓存罐(7)连接一级脱轻塔(11)的进料口，一级脱轻塔(11)的顶部设置有一级冷凝器(10)，在一级冷凝器(10)的底部位置连接有一级轻组分采出管(9)，一级轻组分采出管(9)与一级反应釜(5)的底部进料口相连，一级脱轻塔(11)的底部与一级蒸发釜(18)形成管路循环，一级蒸发釜(18)的上端设置有一级再沸器(19)，一级蒸发釜(18)与一级再沸器(19)形成管路循环，其循环管路上连接一级重组分采出管(17)；
一级重组分采出管(17)连接二级脱轻塔(14)的进料口，二级脱轻塔(14)的顶部设置有二级冷凝器(13)，在二级冷凝器(13)的底部位置连接有二级轻组分采出管(12)，二级轻组分采出管(12)与二级反应釜(6)的底部进料口相连，二级脱轻塔(14)的底部与二级蒸发釜(21)形成管路循环，二级蒸发釜(21)的上端设置有二级再沸器(22)，二级蒸发釜(21)与二级再沸器(22)形成管路循环，其循环管路上连接二级重组分采出管(20)；
二级重组分采出管(20)连接脱重塔(15)的进料口，脱重塔(15)的底部与脱重塔再沸器(24)形成管路循环，其循环管路上连接重组分采出管(23)，脱重塔(15)的上部出料口与对-特辛基苯酚缓存罐(16)相连，对-特辛基苯酚缓存罐(16)连接产品采出管(25)。
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