CN118681254A - 一种高纯度碳酸二苯酯分离装置、分离方法和系统 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种高纯度碳酸二苯酯分离装置、分离方法和系统，其中第一精制分离单元的第一再沸器与第一精制填料塔的塔底连通以形成加热回路；第一精制填料塔、空气冷凝器和第一气液分离器依次连通；第一放空冷凝器分别与空气冷凝器和第一气液分离器连通并外接真空装置；第一气液分离器外接碳酸二苯酯制备装置；第二精制分离单元的第二精制填料塔与第一精制填料塔连通，第二再沸器与第二精制填料塔的塔底连通以形成加热回路；第二精制填料塔、蒸发式冷凝器和第二气液分离器依次连通；第二放空冷凝器分别与蒸发式冷凝器和第二气液分离器连通并外接真空装置；产品储集单元与第二气液分离器连通，该装置采用减压操作和两塔连续精馏分离高纯DPC。

Description

一种高纯度碳酸二苯酯分离装置、分离方法和系统

技术领域

本发明涉及工业规模高纯度碳酸二苯酯制备技术领域，特别涉及一种高纯度碳酸二苯酯分离装置、分离方法和系统。

背景技术

碳酸二苯酯(DPC)是一种重要的化工中间体，其是一种无毒、无污染、无腐蚀性的重要绿色环保化工产品，可用于合成许多有机化合物和高分子材料，如单异氰酸酯、二异氰酸酯、聚对羟基苯甲酸酯、聚芳基碳酸酯等，还可以作为聚酰胺和聚酯的增塑剂、高沸点有机溶剂和载热体等，特别是能替代剧毒光气与双酚A反应生产性能优良的聚碳酸酯。

目前，DPC的合成方法主要分为三种：光气化法、氧化羰基化以及酯交换法。其中，合成DPC传统的方法以光气和苯酚为原料，在碱性介质中进行反应，但光气有剧毒且腐蚀性大，安全及环境问题突出，而且所产生的DPC中会残留氯离子，影响了由该碳酸二苯酯与双酚A反应所得的聚碳酸酯的质量，因此采用非光气法合成DPC成为研究的方向，目前氧化羰基化法和酯交换法是主要的非光气合成法。氧化羰基化由于贵金属Pd催化剂昂贵、收率低等原因导致不适宜工业化大规模生产，所以苯酚和碳酸二甲酯在催化剂下的酯交换反应是唯一工业化的非光气合成路线。

酯交换法有两种工艺路径可以选择，一种是一步法，在一个反应器中碳酸二甲酯和苯酚通过酯交换反应直接合成。产物中包括碳酸二苯酯、甲基苯基碳酸酯以及苯甲醚等，再通过进一步分离得到碳酸二苯酯；另一种方法是两步法，即碳酸二甲酯和苯酚先酯交换反应得到中间体甲基苯基碳酸酯，然后把中间体甲基苯基碳酸酯分离出来，单独进行歧化反应或再次与苯酚酯交换反应得到碳酸二苯酯。

而对于两步法反应，通常在第二步反应后，合成塔塔底DPC产品经过脱重和催化剂回收后，采用双塔精馏对DPC和MPC混合物进行精制分离，最终得到高纯度的DPC产品。在两步法反应过程中使用均相催化剂，进行的酯交换反应得到的碳酸二苯酯反应混合物中，通常会有副反应产物生成，尤其是高沸点的副产物，如水杨酸苯酯、甲氧基苯甲酸苯酯、呫吨酮等会影响碳酸二苯酯产品的纯度。所以如何在工业规模条件下制备高纯度的碳酸二苯酯，从而得到高品质、高性能的聚碳酸酯是目前关注的重点。

发明内容

为了提升碳酸二苯酯的工业纯度以及对热量进行有效回收利用，本发明提供了一种高纯度碳酸二苯酯分离装置、分离方法和系统。

第一方面，本发明实施例提供一种高纯度碳酸二苯酯分离装置，可以包括：第一精制分离单元、第二精制分离单元和产品储集单元；

其中，所述第一精制分离单元可以包括：第一精制填料塔、第一再沸器、空气冷凝器、第一气液分离器和第一放空冷凝器；所述第一再沸器与所述第一精制填料塔的塔底连通以形成加热回路；所述第一精制填料塔的塔顶、所述空气冷凝器和所述第一气液分离器依次连通并形成回路；所述第一放空冷凝器分别与所述空气冷凝器和所述第一气液分离器连通，并外接真空装置；所述第一气液分离器外接碳酸二苯酯制备装置；

所述第二精制分离单元可以包括：第二精制填料塔、第二再沸器、蒸发式冷凝器、第二气液分离器和第二放空冷凝器；所述第一精制填料塔的塔底与所述第二精制填料塔连通，所述第二再沸器与所述第二精制填料塔的塔底连通以形成加热回路；所述第二精制填料塔的塔顶、所述蒸发式冷凝器和所述第二气液分离器依次连通并形成回路；所述第二放空冷凝器分别与所述蒸发式冷凝器和所述第二气液分离器连通，并外接真空装置；

所述产品储集单元与所述第二气液分离器连通。

在一个实施例中，所述第一精制填料塔的内径为2000～3800mm、塔高为28000mm，所述第一精制填料塔的填料为两层，填料高度为7000mm；

所述第二精制填料塔的内径为1000～3700mm、塔高为23400mm，所述第二精制填料塔的填料为两层，填料高度为6000mm。

在另一个实施例中，所述第一精制填料塔的填料形式为波纹板，和/或，所述第二精制填料塔的填料形式为波纹板。

在另一个实施例中，所述第一精制分离单元还可以包括：第一分离泵，所述第一分离泵的入口与所述第一精制填料塔的塔底连通，所述第一分离泵的出口分别与所述第一再沸器的入口和所述第二精制填料塔连通；

所述第二精制分离单元还可以包括：第二分离泵，所述第二分离泵的入口与所述第二精制填料塔的塔底连通，所述第二分离泵的出口与所述第二再沸器的入口连通。

在另一个实施例中，所述第一精制分离单元还可以包括：第三分离泵，所述第三分离泵的入口与所述第一气液分离器连通，所述第三分离泵的出口分别与所述第一精制填料塔和外接的碳酸二苯酯制备装置连通；

所述第二精制分离单元还可以包括：第四分离泵，所述第四分离泵的入口与所述第二气液分离器连通，所述第四分离泵的出口分别与所述第二精制填料塔和所述产品储集单元连通。

在另一个实施例中，所述产品储集单元可以包括：产品储集罐和第五离心泵；

所述产品储集罐与所述第二气液分离器连通；所述第五离心泵与所述产品储集罐连通。

第二方面，本发明实施例提供一种高纯度碳酸二苯酯分离方法，根据第一方面所述的高纯度碳酸二苯酯分离装置进行分离，可以包括：

以20.8吨/hr以上的进料量连续进入所述第一精制分离单元中的第一精制填料塔，控制第一精制分离单元中的第一精制填料塔的温压参数和第一精制分离单元中的第一气液分离器的回流比，对碳酸二苯酯进行连续精馏；其中，所述第一精制填料塔的塔顶压力为1470～2000PaA，塔顶温度为94～103℃，塔釜温度为187～197℃；回流比为3.5:1～3.73:1；

经所述第一精制分离单元精馏后的物料送入到第二精制分离单元中，控制所述第二精制分离单元中的第二精制填料塔的温压参数和第二精制分离单元中的第二气液分离器的回流比，对碳酸二苯酯进行连续精馏；其中，所述第二精制填料塔的塔顶压力为892～2080PaA，塔顶温度为160～180℃，塔釜温度为191～200℃；回流比为0.52:1～0.6:1；

经所述第二精制分离单元精馏后得到的碳酸二苯酯送入到产品储集单元中。

第三方面，本发明实施例提供一种碳酸二苯酯制备系统，可以包括：碳酸二苯酯制备装置、真空装置和如第一方面所述的高纯度碳酸二苯酯分离装置；

其中，所述碳酸二苯酯制备装置分别与第一精制填料塔的入口和第一气液分离器的出口连通；所述碳酸二苯酯制备装置用于制备碳酸二苯酯并将制备的碳酸二苯酯送入到所述第一精制填料塔中，以经所述高纯度碳酸二苯酯分离装置进行分离提纯；

所述真空装置分别与第一放空冷凝器的放空口和第二放空冷凝器的放空口连通，所述真空装置分别用于抽出所述第一放空冷凝器和所述第二放空冷凝器中的气体。

在另一个实施例中，所述碳酸二苯酯制备装置可以包括：甲基苯基碳酸酯合成单元、甲基苯基碳酸酯提纯单元和碳酸二苯酯合成单元；

其中，所述甲基苯基碳酸酯合成单元可以包括：第一反应精馏塔、第一冷凝器和第三再沸器；所述第一反应精馏塔用于合成甲基苯基碳酸酯，所述第一冷凝器与所述第一反应精馏塔的塔顶连通；所述第三再沸器与所述第一反应精馏塔的塔底连通；

所述甲基苯基碳酸酯提纯单元可以包括：甲基苯基碳酸酯提浓塔、第二冷凝器、第四再沸器和苯甲醚回收塔；所述甲基苯基碳酸酯提浓塔分别与所述第一冷凝器和所述第一反应精馏塔的底部连通，用于对甲基苯基碳酸酯提浓；所述第二冷凝器与所述甲基苯基碳酸酯提浓塔的塔顶连通；所述第四再沸器与所述甲基苯基碳酸酯提浓塔的塔底连通；所述苯甲醚回收塔与所述甲基苯基碳酸酯提浓塔的中部连通；

所述碳酸二苯酯合成单元可以包括：第二反应精馏塔、第三冷凝器和第五再沸器，所述第二反应精馏塔与所述甲基苯基碳酸酯提浓塔的底部连通，用于合成碳酸二苯酯；所述第三冷凝器与所述第二反应精馏塔的塔顶连通；所述第五再沸器与所述第二反应精馏塔的塔底连通。

在另一个实施例中，所述第一精制填料塔的进料量不低于20.8吨/hr；所述第一精制填料塔的塔顶压力为1470～2000PaA，塔顶温度为94～103℃，塔釜温度为187～197℃；回流比为3.5:1～3.73:1；

所述第二精制填料塔的塔顶压力为892～2080PaA，塔顶温度为160～180℃，塔釜温度为191～200℃；回流比为0.52:1～0.6:1。

本发明实施例中提供的上述技术方案的有益效果至少包括：

本发明实施例中提供了一种高纯度碳酸二苯酯分离装置、分离方法和系统，该分离装置采用减压操作和两塔连续精馏进而分离高纯DPC，相比于现有技术相比可以实现工业规模生产，并在连续稳定运行的条件下分离出纯度高于99.99％的碳酸二苯酯产品。

本发明的其它特征和优点将在随后的说明书中阐述，并且，部分地从说明书中变得显而易见，或者通过实施本发明而了解。本发明的目的和其他优点可通过在所写的说明书以及附图中所特别指出的结构来实现和获得。

下面通过附图和实施例，对本发明的技术方案做进一步的详细描述。

附图说明

附图用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与本发明的实施例一起用于解释本发明，并不构成对本发明的限制。在附图中：

图1为本发明实施例中提供的高纯度碳酸二苯酯分离装置的工艺结构图；

图2为本发明实施例中提供的碳酸二苯酯制备装置的工艺结构图；

其中，1-高纯度碳酸二苯酯分离装置；2-真空装置；3-碳酸二苯酯制备装置；

11-第一精制分离单元；12-第二精制分离单元；13-产品储集单元；31-甲基苯基碳酸酯合成单元；32-甲基苯基碳酸酯提纯单元；33-碳酸二苯酯合成单元；

111-第一精制填料塔；112-第一再沸器；113-空气冷凝器；114-第一气液分离器；115-第一放空冷凝器；116-第一分离泵；117-第三分离泵；

121-第二精制填料塔；122-第二再沸器；123-蒸发式冷凝器；124-第二气液分离器；125-第二放空冷凝器；126-第二分离泵；127-第四分离泵；

131-产品储集罐；132-第五离心泵；

311-第一反应精馏塔；312-第一冷凝器；313-第三再沸器；321-甲基苯基碳酸酯提浓塔；322-第二冷凝器；323-第四再沸器；324-苯甲醚回收塔；325-第六再沸器；331-第二反应精馏塔；332-第三冷凝器；333-第五再沸器。

具体实施方式

下面将参照附图更详细地描述本公开的示例性实施例。虽然附图中显示了本公开的示例性实施例，然而应当理解，可以以各种形式实现本公开而不应被这里阐述的实施例所限制。相反，提供这些实施例是为了能够更透彻地理解本公开，并且能够将本公开的范围完整的传达给本领域的技术人员。

在本发明的描述中，需要说明的是，术语“中心”、“上”、“下”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“内”、“外”、“远”、“近”、“前”、“后”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”、“第三”仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性。

在本发明的描述中，需要说明的是，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”、“相连”、“连接”应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或一体地连接；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。对于本领域的普通技术人员而言，可以具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。

专利CN101010284A公开了一种高纯度碳酸二苯酯的工业制备方法，该方法通过两塔精馏的方式，可以将含有碳酸二苯酯的反应混合物以每小时1吨以上的工业规模，送入高沸点物质分离塔A中，并对含有碳酸二苯酯的塔顶成分和含有催化剂的塔底成分连续进行蒸馏分离，接着向具有侧馏分出口的碳酸二苯酯精制塔中送入A塔塔顶成分，并对塔顶成分，侧馏分成分和塔底成分这三种成分连续进行蒸馏分离，可以长期稳定地制备用作高纯度DPC。该专利文件中公布碳酸二苯酯的纯度仅为99.9％以上，同时发明人发现该专利并未对热量进行有效的回收利用，造成了能源浪费。

专利CN204625511U公开了一种用于提纯碳酸二苯酯的减压精馏装置，DPC粗产品从减压提纯塔中上部进入，经过减压精馏，塔顶含DPC物流经冷凝器冷凝进入气液分离器，其中的不凝气由放空冷凝器冷凝，冷凝后的液体部分返回气液分离器，气体部分被真空系统抽入真空缓冲罐，高纯度的DPC出料到DPC产品缓冲罐，另一部分返回减压提纯塔作为回流；减压提纯塔底部含有催化剂的部分由塔底泵送至釜残罐。尽管该专利通过减压操作，提高了DPC产品的纯度，但发明人发现该专利并未具体说明DPC产品的纯度，也没有言明是否可以达到工业规模，且工艺过程并未对热量进行进一步回收利用。

专利CN101044109A公开了一种高纯度碳酸二芳基酯的工业制备方法，该方法是使用反应蒸馏塔使上述原料进行酯交换反应，并将从塔底得到的高沸点反应混合物通过按顺序使用由3座特定的连续多级蒸馏塔所组成的高沸点物质分离塔A，碳酸二芳酯精制塔B和中沸点物质分离塔C，以每小时1吨以上的工业规模长期稳定地制备作为该精制塔B侧馏分成分的、实质上不含中沸点副产物和高沸点副产物等的高纯度碳酸二芳基酯的方法。发明人发现该专利并未具体说明DPC产品的纯度，且采用三塔工艺分离，流程复杂，能耗相对较高。

专利CN104086421A公开了一种采用固定床和精馏塔生产碳酸二苯酯的方法，碳酸二甲酯和苯酚为原料，在固定床中的催化剂上反应生成甲基苯基碳酸酯和碳酸二苯酯，并耦合进精馏塔分离生产碳酸二苯酯的方法，制备装置包含固定床反应单元、精馏单元、精制单元和真空系统。在DPC精制单元部分采用减压分馏，两塔连续分馏，分离得到DPC产品。但该专利也未具体说明DPC产品的纯度，且工艺流程未对热量进行进一步回收利用。

发明人在研究中发现，在DPC精制过程中，减压真空操作、合适的精馏塔数量以及特定的塔参数是获取高纯度DPC产品的关键，而高纯度DPC原料是制备高品质、高性能聚碳酸酯的关键。尽管目前已实现了1吨/hr工业规模长期稳定制备DPC产品的工艺，但随着产品市场规模不断扩大以及单套设备规模的不断增加，更高工业规模的高纯DPC分离装置的设计也是迫在眉睫。此外，在“碳中和”、“碳达峰”的背景下，通过控制操作参数，以及对换热网络的优化，设计一种低能耗的连续精馏装置也是当下研究的热点。鉴于上述问题，提出了本发明以便提供一种克服上述问题或者至少部分地解决上述问题的一种高纯度碳酸二苯酯分离装置、分离方法和系统。

本发明实施例中提供了一种高纯度碳酸二苯酯分离装置，参照图1所示，该高纯度碳酸二苯酯分离装置1可以包括：第一精制分离单元11、第二精制分离单元12和产品储集单元13；其中，第一精制分离单元11可以包括：第一精制填料塔111、第一再沸器112、空气冷凝器113、第一气液分离器114和第一放空冷凝器115；第一再沸器112与第一精制填料塔111的塔底连通以形成加热回路；第一精制填料塔111的塔顶、空气冷凝器113和第一气液分离器114依次连通并形成回路；第一放空冷凝器115分别与空气冷凝器113和第一气液分离器114连通，并外接真空装置2；第一气液分离器114外接碳酸二苯酯制备装置3；第二精制分离单元12可以包括：第二精制填料塔121、第二再沸器122、蒸发式冷凝器123、第二气液分离器124和第二放空冷凝器125；第一精制填料塔111的塔底与第二精制填料塔121连通，第二再沸器122与第二精制填料塔121的塔底连通以形成加热回路；第二精制填料塔121的塔顶、蒸发式冷凝器123和第二气液分离器124依次连通并形成回路；第二放空冷凝器125分别与蒸发式冷凝器123和第二气液分离器124连通，并外接真空装置2；产品储集单元13与第二气液分离器124连通。

本发明实施例中上述被提纯分离的物料是由碳酸二苯酯制备装置制备的，其是包含有碳酸二苯酯(DPC)、甲基苯基碳酸酯(MPC)和新鲜苯酚(PHF)的物料，本发明实施例中物料按照质量百分比为DPC 68％，MPC 28％，PHF 4％。参照图1所示，上述物料由碳酸二苯酯制备装置3供给，直接送入到高纯度碳酸二苯酯分离装置1第一精制分离单元11的第一精制填料塔111中。结合图2所示，本发明实施例中的未分离DPC是碳酸二甲酯(DMC)和苯酚(PHF)在均相催化剂存在条件下先通过酯交换反应生成甲基苯基碳酸酯(MPC)，然后MPC经过歧化反应和酯交换反应而得到含有碳酸二苯酯的混合物。参照图2所示，在第二反应精馏塔331经过DPC合成反应之后，塔底产物经过DPC闪蒸罐气液分离，催化剂通过DPC闪蒸罐罐底采出并由刮膜蒸发器回收后，其余组分(包括DPC，MPC和苯酚)进入本发明实施例中的分离装置。

本发明实施例中的上述高纯度碳酸二苯酯分离装置的工作过程和工作原理如下：物料先送入到第一精制填料塔111(即DPC精制塔)中精馏分离，此塔在工作过程中为负压操作，塔顶气相为回收的MPC、苯酚的混合物，经过塔顶冷凝器(空气冷凝器113)和排气冷却器(第一放空冷凝器115)冷凝后，部分回流，部分采出送回碳酸二苯酯制备装置3二步反应塔(第二反应精馏塔331)中；第一精制填料塔111塔底DPC及重组分的混合物送入第二精制填料塔121中，塔底重组分送入碳酸二苯酯制备装置3重组分出料罐中，塔顶精馏得到气相产品高纯DPC，产品经塔顶冷凝器(蒸发式冷凝器123)和排气冷凝器(第二放空冷凝器125)冷凝，并同时副产蒸汽。

本发明实施例中提供的上述高纯度碳酸二苯酯分离装置采用减压操作和两塔连续精馏进而分离高纯DPC，相比于现有技术相比可以实现工业规模生产，并在连续稳定运行的条件下分离出纯度高于99.99％的碳酸二苯酯产品。进一步采用蒸发式冷凝器节约能耗，产生0.16MPaG的蒸汽量为3.2～3.4吨/hr，提升了资源回收效率。

在一个可选的实施例中，上述第一精制填料塔111的内径为2000～3800mm、塔高为28000mm，第一精制填料塔111的填料为两层，填料高度为7000mm；第二精制填料塔121的内径为1000～3700mm、塔高为23400mm，第二精制填料塔121的填料为两层，填料高度为6000mm。具体的，上述第一精制填料塔111的填料形式为波纹板，和/或，第二精制填料塔121的填料形式为波纹板。本发明实施例中第一精制填料塔和第二精制填料塔能够维持长时间连续精馏，可以保证碳酸二苯酯的产量和纯度。

在另一个可选的实施例中，参照图1所示，第一精制分离单元11还可以包括：第一分离泵116，第一分离泵116的入口与第一精制填料塔111的塔底连通，第一分离泵116的出口分别与第一再沸器112的入口和第二精制填料塔121连通；第二精制分离单元12还可以包括：第二分离泵126，第二分离泵126的入口与第二精制填料塔121的塔底连通，第二分离泵126的出口与第二再沸器122的入口连通。本发明实施例中的上述第一分离泵和第二分离泵提供热循环的动力，能够通过第一再沸器和第二再沸器分别对第一精制填料塔和第二精制填料塔持续供热。

在另一个可选的实施例中，参照图1所示，上述第一精制分离单元11还可以包括：第三分离泵117，第三分离泵117的入口与第一气液分离器114连通，第三分离泵117的出口分别与第一精制填料塔111和外接的碳酸二苯酯制备装置3连通；第二精制分离单元12还可以包括：第四分离泵127，第四分离泵127的入口与第二气液分离器124连通，第四分离泵127的出口分别与第二精制填料塔121和产品储集单元13连通。本实施例中的第三分离泵和第四分离泵为回流精馏提供动力，以保证整个分离装置高效运行。

在另一个可选的实施例中，参照图1所示，上述产品储集单元13可以包括：产品储集罐131和第五离心泵132；产品储集罐131与第二气液分离器124连通；第五离心泵132与产品储集罐131连通。本发明实施例中的上述产品储集单元能够将分离出的高纯度碳酸二苯酯进行存储，并泵入到下游工艺中。

基于同一发明构思，本发明实施例中还提供了一种高纯度碳酸二苯酯分离方法，该方法根据上述高纯度碳酸二苯酯分离装置1进行分离，参照图2所示，可以包括以下步骤：

步骤S21、以20.8吨/hr以上的进料量连续进入第一精制分离单元11中的第一精制填料塔111，控制第一精制分离单元11中的第一精制填料塔111的温压参数和第一精制分离单元11中的第一气液分离器114的回流比，对碳酸二苯酯进行连续精馏；其中，第一精制填料塔111的塔顶压力为1470～2000PaA，塔顶温度为94～103℃，塔釜温度为187～197℃；回流比为3.5:1～3.73:1。

步骤S22、经第一精制分离单元11精馏后的物料送入到第二精制分离单元12中，控制第二精制分离单元12中的第二精制填料塔121的温压参数和第二精制分离单元12中的第二气液分离器124的回流比，对碳酸二苯酯进行连续精馏；其中，第二精制填料塔121的塔顶压力为892～2080PaA，塔顶温度为160～180℃，塔釜温度为191～200℃；回流比为0.52:1～0.6:1。

步骤S23、经第二精制分离单元12精馏后得到的碳酸二苯酯送入到产品储集单元13中。

基于同一发明构思，本发明实施例中还提供了一种碳酸二苯酯制备系统，参照图1所示，该系统可以包括：碳酸二苯酯制备装置3、真空装置2和上述高纯度碳酸二苯酯分离装置1；其中，碳酸二苯酯制备装置3分别与第一精制填料塔111的入口和第一气液分离器114的出口连通；碳酸二苯酯制备装置3用于制备碳酸二苯酯并将制备的碳酸二苯酯送入到第一精制填料塔111中，以经高纯度碳酸二苯酯分离装置1进行分离提纯；真空装置2分别与第一放空冷凝器115的放空口和第二放空冷凝器125的放空口连通，真空装置2分别用于抽出第一放空冷凝器115和第二放空冷凝器125中的气体。

在另一个可选的实施例中，第一精制填料塔111的进料量不低于20.8吨/hr；第一精制填料塔111的塔顶压力为1470～2000PaA，塔顶温度为94～103℃，塔釜温度为187～197℃；回流比为3.5:1～3.73:1；第二精制填料塔121的塔顶压力为892～2080PaA，塔顶温度为160～180℃，塔釜温度为191～200℃；回流比为0.52:1～0.6:1。

以下内容是本发明中提供的具体实施例，其中所涉及到的原料均为市售通用原料，本发明实施例对此并不作具体限定。

实施例1

本发明实施例1中第一精制填料塔111的塔内径为上部3800mm、下部2200mm、塔高(切线)为28000mm、塔内填料共2层，填料高度为7000mm，填料形式为波纹板；第二精制填料塔121的塔内径为上部3700mm、下部1100mm、塔高(切线)为23400mm，塔内填料共2层，填料高度为6000mm，填料形式为波纹板。

含DPC，MPC和新鲜苯酚的物料(wt％：DPC68％，MPC28％，PHF4％)以25.4吨/hr的量由入口连续进入第一精制填料塔111，精馏过程中第一精制填料塔111的塔底部温度(TA)为191℃，塔顶部温度(TB)为102℃，塔顶部压力(PA)为2000PaA的条件下，以3.64的回流比连续精馏，塔顶抽出量为37.3吨/hr，塔顶气相物流经过空气冷凝器113冷凝进入第一气液分离器114，其中的不凝气由第一放空冷凝器115冷凝，冷凝后的液体部分返回第一气液分离器114中，气体部分(wt％：DMC43.2％，AIR24.9％，MPC22.9％，PHF9％，)被真空装置2抽入。第一气液分离器114中物料，部分回流(wt％：MPC87.4％，PHF11.5％，其他1.1％)至第一精制填料塔111，部分连续采出送至碳酸二苯酯制备装置3中。塔底成分以19.0吨/hr的流量连续抽出。

第一精制填料塔111塔底抽出的物料直接进入第二精制填料塔121中，精馏过程中第二精制填料塔121的塔底部温度(TB)为191℃，塔顶部温度(TB)为168℃，塔顶部压力(PB)为1300PaA，以0.6的回流比连续精馏，塔顶抽出量为30吨/hr，塔顶气相高纯度DPC物料经过蒸发式冷凝器123冷凝，同时发生0.16MPaG蒸汽，其中的不凝气由第二放空冷凝器125冷凝，冷凝后的液体部分返回第二气液分离器125中，气体部分(wt％：AIR87.8％，DPC12.2％)被真空装置2抽入真空缓冲罐。第二气液分离器124液中物料，部分回流至第二精制填料塔121，部分连续采出至产品储集罐131中，采出量为18.7吨/hr，塔底重组分以0.25吨/hr的流量连续抽出。

实施效果

采出的产品中，杂质总含量小于0.01％(包括但不限于水杨酸苯酯，甲氧基苯甲酸苯酯、呫吨酮)，碳酸二苯酯的纯度为99.99％以上。在该条件下整个过程蒸发式冷凝器123产生0.16MPaG的蒸汽量为3.4吨/hr，节省能耗为11.5kgEO/吨(产品)。在该条件下该分离装置可以在工业上以13万吨/年的规模长时间连续运行8000小时以上，碳酸二苯酯的生产量和纯度实质上完全没有变化。

实施例2

本发明实施例2中第一精制填料塔111的塔内径为上部3500mm，下部2000mm、塔高(切线)为28000mm，塔内填料共2层，填料高度为7000mm，填料形式为波纹板。第二精制填料塔121的塔内径为上部3400mm，下部1000mm、塔高(切线)为23400mm，塔内填料共2层，填料高度为6000mm，填料形式为波纹板。

含DPC，MPC和新鲜苯酚的物料(wt％：DPC68％，MPC28％，PHF4％)以20.8吨/hr的量由入口连续进入第一精制填料塔111，精馏过程中第一精制填料塔111的塔底部温度(TA)为197℃，塔顶部温度(TB)为103℃，塔顶部压力(PA)为2678PaA的条件下，以3.5的回流比连续精馏，塔顶抽出量为27.8吨/hr，塔顶气相物流经过空气冷凝器113冷凝进入第一气液分离器114，其中的不凝气由第一放空冷凝器115冷凝，冷凝后的液体部分返回第一气液分离器114中，气体部分(wt％：DMC43.5％，AIR24.7％，MPC23.5％，PHF8.3％，)被真空装置2抽入。第一气液分离器114中物料，部分回流(wt％：MPC88.9％，PHF10.4％，其他0.7％)至第一精制填料塔111，部分连续采出送至碳酸二苯酯制备装置3中。塔底成分以19.0吨/hr的流量连续抽出。

第一精制填料塔111塔底抽出的物料直接进入第二精制填料塔121中，在精馏过程中第二精制填料塔121的塔底部温度(TC)为200℃，塔顶部温度(TD)为180℃，塔顶部压力(PB)为2080PaA，以0.52的回流比连续精馏，塔顶抽出量为21.9吨/hr，塔顶气相高纯度DPC物料经过第二放空冷凝器123冷凝，同时发生0.16MPaG蒸汽，其中的不凝气由第二放空冷凝器125冷凝，冷凝后的液体部分返回第二气液分离器125中，气体部分(wt％：AIR87.3％，DPC12.7％)被真空装置2抽入真空缓冲罐。气液分离器液中物料，部分回流至第二精制填料塔121，部分连续采出至产品储集罐131中，采出量为14.4吨/hr，塔底重组分以0.16吨/hr的流量连续抽出。

实施效果

采出的产品中，杂质总含量小于0.01％(包括但不限于水杨酸苯酯，甲氧基苯甲酸苯酯、呫吨酮)，碳酸二苯酯的纯度为99.99％以上。在该条件下整个过程换热器(E-05)产生0.16MPaG的蒸汽量为3.3吨/hr，节省能耗为11.15kgEO/吨(产品)。在该条件下该分离装置可以在工业上以13万吨/年的规模长时间连续运行8000小时以上，碳酸二苯酯的生产量和纯度实质上完全没有变化。

实施例3

本发明实施例3中第一精制填料塔111的塔内径为上部3500mm，下部2000mm、塔高(切线)为28000mm，塔内填料共2层，填料高度为7000mm，填料形式为波纹板。第二精制填料塔121的塔内径为上部3400mm，下部1000mm、塔高(切线)为23400mm，塔内填料共2层，填料高度为6000mm，填料形式为波纹板。

含DPC，MPC和新鲜苯酚的物料(wt％：DPC68％，MPC28％，PHF4％)以20.8吨/hr的量由入口连续进入第一精制填料塔111，在精馏过程中第一精制填料塔111的塔底部温度(TA)为187℃，塔顶部温度(TB)为94℃，塔顶部压力(PA)为1470PaA的条件下，以3.73的回流比连续精馏，塔顶抽出量为29.2吨/hr，塔顶气相物流经过空气冷凝器113冷凝进入第一气液分离器114，其中的不凝气由第一放空冷凝器115冷凝，冷凝后的液体部分返回第一气液分离器114，气体部分(wt％：DMC44.4％，AIR17.4％，MPC28.0％，PHF10.2％，)被真空装置2抽入。气液分离器114中物料，部分回流(wt％：MPC88.7％，PHF10.4％，其他0.9％)至第一精制填料塔111，部分连续采出送至碳酸二苯酯制备装置3中。塔底成分以14.5吨/hr的流量连续抽出。

第一精制填料塔111塔底抽出的物料直接进入第二精制填料塔121中，在精馏过程中第二精制填料塔121的塔底部温度(TC)为191℃，塔顶部温度(TD)为160℃，塔顶部压力(PB)为892PaA，以0.6的回流比连续精馏，塔顶抽出量为23吨/hr，塔顶气相高纯度DPC物料经过蒸发式冷凝器123冷凝，同时发生0.15MPaG蒸汽，其中的不凝气由第二放空冷凝器125冷凝，冷凝后的液体部分返回第二气液分离器125中，气体部分(wt％：AIR，82.4％，DPC17.6％)被真空装置2抽入真空缓冲罐。第二气液分离器124液中物料，部分回流至第二精制填料塔121，部分连续采出至产品储集罐131中，采出量为14.4吨/hr，塔底重组分以0.13吨/hr的流量连续抽出。

实施效果

采出的产品中，杂质总含量小于0.01％(包括但不限于水杨酸苯酯，甲氧基苯甲酸苯酯、呫吨酮)，碳酸二苯酯的纯度为99.99％以上。在该条件下整个过程蒸发式冷凝器123产生0.16MPaG的蒸汽量为3.2吨/hr，节省能耗为10.8kgEO/吨(产品)。在该条件下该分离装置可以在工业上以13万吨/年的规模长时间连续运行8000小时以上，碳酸二苯酯的生产量和纯度实质上完全没有变化。

在另一个可选的实施例中，参照图2所示，碳酸二苯酯制备装置33可以包括：甲基苯基碳酸酯合成单元31、甲基苯基碳酸酯提纯单元32和碳酸二苯酯合成单元33；其中，甲基苯基碳酸酯合成单元31包括：第一反应精馏塔311、第一冷凝器312和第三再沸器313；第一反应精馏塔311用于合成甲基苯基碳酸酯，第一冷凝器312与第一反应精馏塔311的塔顶连通；第三再沸器313与第一反应精馏塔311的塔底连通；甲基苯基碳酸酯提纯单元32包括：甲基苯基碳酸酯提浓塔321、第二冷凝器322、第四再沸器323和苯甲醚回收塔324；甲基苯基碳酸酯提浓塔321分别与第一冷凝器312和第一反应精馏塔311的底部连通，用于对甲基苯基碳酸酯提浓；第二冷凝器322与甲基苯基碳酸酯提浓塔321的塔顶连通；第四再沸器323与甲基苯基碳酸酯提浓塔321的塔底连通；苯甲醚回收塔324与甲基苯基碳酸酯提浓塔321的中部连通；碳酸二苯酯合成单元33包括：第二反应精馏塔331、第三冷凝器332和第五再沸器333，第二反应精馏塔331与甲基苯基碳酸酯提浓塔321的底部连通，用于合成碳酸二苯酯；第三冷凝器332与第二反应精馏塔331的塔顶连通；第五再沸器333与第二反应精馏塔331的塔底连通。

本发明实施例中的上述第一反应精馏塔311可称为MPC反应精馏塔，上述甲基苯基碳酸酯提浓塔321可以称为MPC提浓塔，上述第二反应精馏塔331可以称为DPC反应精馏塔。本发明实施例中提供的上述制备装置，通过增加MPC提纯单元，采用MPC提浓工艺直接回收大部分DMC，进而降低了DMC/甲醇共沸物分离能耗，整体上改进了双反应精馏酯化工艺，大大提升了碳酸二苯酯产品纯度。

在另一个可选的实施例中，参照图2所示，甲基苯基碳酸酯提纯单元2还可以包括：第六再沸器325；第六再沸器325包括有第六再沸器入口和第六再沸器出口，第六再沸器入口与苯甲醚回收塔324的塔底连通，第六再沸器出口与苯甲醚回收塔324中部连通以形成加热回路。

本发明实施例中的上述分离方法和分离系统的相关说明和有益效果可以参照上述分离装置，本发明实施例在此不再赘述。

显然，本领域的技术人员可以对本发明进行各种改动和变型而不脱离本发明的精神和范围。本公开并不局限于上面已经描述并在附图中示出的精确结构，并且可以在不脱离其范围进行各种修改和改变。本公开的范围仅由所附的权利要求来限制。这样，倘若本发明的这些修改和变型属于本发明权利要求及其等同技术的范围之内，则本发明也意图包含这些改动和变型在内。

Claims (10)

1.一种高纯度碳酸二苯酯分离装置，其特征在于，包括：第一精制分离单元、第二精制分离单元和产品储集单元；

其中，所述第一精制分离单元包括：第一精制填料塔、第一再沸器、空气冷凝器、第一气液分离器和第一放空冷凝器；所述第一再沸器与所述第一精制填料塔的塔底连通以形成加热回路；所述第一精制填料塔的塔顶、所述空气冷凝器和所述第一气液分离器依次连通并形成回路；所述第一放空冷凝器分别与所述空气冷凝器和所述第一气液分离器连通，并外接真空装置；所述第一气液分离器外接碳酸二苯酯制备装置；

所述第二精制分离单元包括：第二精制填料塔、第二再沸器、蒸发式冷凝器、第二气液分离器和第二放空冷凝器；所述第一精制填料塔的塔底与所述第二精制填料塔连通，所述第二再沸器与所述第二精制填料塔的塔底连通以形成加热回路；所述第二精制填料塔的塔顶、所述蒸发式冷凝器和所述第二气液分离器依次连通并形成回路；所述第二放空冷凝器分别与所述蒸发式冷凝器和所述第二气液分离器连通，并外接真空装置；

所述产品储集单元与所述第二气液分离器连通。

2.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，所述第一精制填料塔的内径为2000～3800mm、塔高为28000mm，所述第一精制填料塔的填料为两层，填料高度为7000mm；

所述第二精制填料塔的内径为1000～3700mm、塔高为23400mm，所述第二精制填料塔的填料为两层，填料高度为6000mm。

3.根据权利要求2所述的装置，其特征在于，所述第一精制填料塔的填料形式为波纹板，和/或，所述第二精制填料塔的填料形式为波纹板。

4.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，所述第一精制分离单元还包括：第一分离泵，所述第一分离泵的入口与所述第一精制填料塔的塔底连通，所述第一分离泵的出口分别与所述第一再沸器的入口和所述第二精制填料塔连通；

所述第二精制分离单元还包括：第二分离泵，所述第二分离泵的入口与所述第二精制填料塔的塔底连通，所述第二分离泵的出口与所述第二再沸器的入口连通。

5.根据权利要求1所述的装置，其特征在于，所述第一精制分离单元还包括：第三分离泵，所述第三分离泵的入口与所述第一气液分离器连通，所述第三分离泵的出口分别与所述第一精制填料塔和外接的碳酸二苯酯制备装置连通；

所述第二精制分离单元还包括：第四分离泵，所述第四分离泵的入口与所述第二气液分离器连通，所述第四分离泵的出口分别与所述第二精制填料塔和所述产品储集单元连通。

6.根据权利要求1～5中任一项所述的装置，其特征在于，所述产品储集单元包括：产品储集罐和第五离心泵；

所述产品储集罐与所述第二气液分离器连通；所述第五离心泵与所述产品储集罐连通。

7.一种高纯度碳酸二苯酯分离方法，其特征在于，根据权利要求1～6中任一项所述的高纯度碳酸二苯酯分离装置进行分离，包括：

以20.8吨/hr以上的进料量连续进入所述第一精制分离单元中的第一精制填料塔，控制第一精制分离单元中的第一精制填料塔的温压参数和第一精制分离单元中的第一气液分离器的回流比，对碳酸二苯酯进行连续精馏；其中，所述第一精制填料塔的塔顶压力为1470～2000PaA，塔顶温度为94～103℃，塔釜温度为187～197℃；回流比为3.5:1～3.73:1；

经所述第一精制分离单元精馏后的物料送入到第二精制分离单元中，控制所述第二精制分离单元中的第二精制填料塔的温压参数和第二精制分离单元中的第二气液分离器的回流比，对碳酸二苯酯进行连续精馏；其中，所述第二精制填料塔的塔顶压力为892～2080PaA，塔顶温度为160～180℃，塔釜温度为191～200℃；回流比为0.52:1～0.6:1；

经所述第二精制分离单元精馏后得到的碳酸二苯酯送入到产品储集单元中。

8.一种碳酸二苯酯制备系统，其特征在于，包括：碳酸二苯酯制备装置、真空装置和如权利要求1～6中任一项所述的高纯度碳酸二苯酯分离装置；

其中，所述碳酸二苯酯制备装置分别与第一精制填料塔的入口和第一气液分离器的出口连通；所述碳酸二苯酯制备装置用于制备碳酸二苯酯并将制备的碳酸二苯酯送入到所述第一精制填料塔中，以经所述高纯度碳酸二苯酯分离装置进行分离提纯；

所述真空装置分别与第一放空冷凝器的放空口和第二放空冷凝器的放空口连通，所述真空装置分别用于抽出所述第一放空冷凝器和所述第二放空冷凝器中的气体。

9.根据权利要求8所述的系统，其特征在于，所述碳酸二苯酯制备装置包括：甲基苯基碳酸酯合成单元、甲基苯基碳酸酯提纯单元和碳酸二苯酯合成单元；

其中，所述甲基苯基碳酸酯合成单元包括：第一反应精馏塔、第一冷凝器和第三再沸器；所述第一反应精馏塔用于合成甲基苯基碳酸酯，所述第一冷凝器与所述第一反应精馏塔的塔顶连通；所述第三再沸器与所述第一反应精馏塔的塔底连通；

所述甲基苯基碳酸酯提纯单元包括：甲基苯基碳酸酯提浓塔、第二冷凝器、第四再沸器和苯甲醚回收塔；所述甲基苯基碳酸酯提浓塔分别与所述第一冷凝器和所述第一反应精馏塔的底部连通，用于对甲基苯基碳酸酯提浓；所述第二冷凝器与所述甲基苯基碳酸酯提浓塔的塔顶连通；所述第四再沸器与所述甲基苯基碳酸酯提浓塔的塔底连通；所述苯甲醚回收塔与所述甲基苯基碳酸酯提浓塔的中部连通；

所述碳酸二苯酯合成单元包括：第二反应精馏塔、第三冷凝器和第五再沸器，所述第二反应精馏塔与所述甲基苯基碳酸酯提浓塔的底部连通，用于合成碳酸二苯酯；所述第三冷凝器与所述第二反应精馏塔的塔顶连通；所述第五再沸器与所述第二反应精馏塔的塔底连通。

10.根据权利要求9所述的系统，其特征在于，所述第一精制填料塔的进料量不低于20.8吨/hr；所述第一精制填料塔的塔顶压力为1470～2000PaA，塔顶温度为94～103℃，塔釜温度为187～197℃；回流比为3.5:1～3.73:1；

所述第二精制填料塔的塔顶压力为892～2080PaA，塔顶温度为160～180℃，塔釜温度为191～200℃；回流比为0.52:1～0.6:1。