CN219128314U - 一种用于n-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置 - Google Patents

Abstract

本实用新型涉及一种用于N‑乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置，属于制药工程设备技术领域。为了解决现有的热量回收不足的问题，提供一种用于N‑乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置，包括BDO汽化加热器、GBL反应器、BDO汽化塔和氢压机，还包括均用于回收GBL物料热量的汽化料预热器、循环氢气预热器和BDO汽化预热器，BDO汽化预热器通过管路与BDO汽化加热器连接，GBL反应器通过管路连接汽化料预热器的进料口，汽化料预热器通过管路与循环氢气预热器连接，循环氢气预热器通过管路与BDO汽化预热器连接，BDO汽化预热器的出料口通过管路与精馏塔的进料口连接。能够实现充分有效的对物料的热量进行回收，实现节能生产的优点。

Description

一种用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置

技术领域

本实用新型涉及一种用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置，属于制药工程设备技术领域。

背景技术

NVP(N-乙烯基吡咯烷酮)的合成工艺包括乙炔法和γ-丁内酯法。乙炔法是目前主流的生产工艺，以1,4-丁二醇(BDO)为原料，经过催化脱氢成环、氨解、炔加成等反应最后得到NVP。生成工艺为全连续化生产，具有收率高、产品质量好，污染小、易于大规模生产等优点。γ-丁内酯法是指由γ-丁内酯与乙醇胺反应生成羟乙基吡咯烷酮(NHP)，在催化剂作用下脱水生产NVP的方法。该方法存在反应间歇、收率低、产品质量低、污染大、不易于大规模生产等缺点，工业上基本淘汰。

现有乙炔法合成NVP生产工艺涉及大量的高温高压反应和分离，生产所需能源消耗较高，优化换热流程，合理利用反应热，回收利用低品位热能，对降低生产能源消耗有十分重要意义。现有的如中国专利文献(公开号：CN103102298A)中涉及的NVP合成中的生产装置结构，通过NVP合成反应釜反应后，进入后续的粗馏塔和精馏塔等生产装置，其没有公开对于物料热量回收的结构设计，又如中国文献(公开号：CN103351321B)中涉及到的GBL合成的生产装置的内酯工段，丁二醇和氢气进入汽化器，再依次包括过热器、GBL反应器、换热器、冷却等生产装置，换热器对物料的热量进行回收用于预热丁二醇和氢气，其虽对物料热量进行了回收的装置设置，但是，其没有更合理的设置用于预热的换热器，热量回收不充分，能耗损失高。

发明内容

本实用新型针对以上现有技术中存在的问题，提供一种用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置，解决的问题是如何实现对物料热量的回收性能和节能生产。

本实用新型的目的是通过以下技术方案得以实现的，一种用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置，该生产装置包括BDO汽化加热器、GBL反应器、BDO汽化塔和氢压机，所述BDO汽化加热器的出料口通过管路与所述BDO汽化塔的进料口相连接，所述BDO汽化塔的出料口通过管路与所述汽化料加热器连接后再通过管路连接到所述GBL反应器的进料口，所述氢压机通过用于氢气输送的管路与所述BDO汽化塔的氢气进口连接，其特征在于，所述生产装置还包括均用于回收GBL物料热量的汽化料预热器、循环氢气预热器和BDO汽化预热器，所述汽化料预热器连接在所述BDO汽化塔与所述汽化料加热器之间，所述循环氢气预热器连接在所述氢压机与所述BDO汽化塔之间，所述BDO汽化预热器通过管路与所述BDO汽化加热器连接，所述GBL反应器的出料口通过管路连接所述汽化料预热器的进料口，所述汽化料预热器的出料口通过管路与所述循环氢气预热器的进料口连接，所述循环氢气预热器的出料口通过管路与所述BDO汽化预热器的进料口连接，所述BDO汽化预热器的出料口通过管路与精馏塔的进料口连接。

通过在GBL反应器的出料口之后连接的物料管路上连接三级的热量回收装置，并且利用各级热量的高低位阶先设置汽化料预热器对从管路上经过的物料热量进行热量交换回收，利用回收的热量对经过该汽化料预热器的原料进行预热，再使经过一级热量回收的物料经过循环氢气预热器进行二级热量回收，通过该氢气预热器进行热交换回收热量对经过循环氢气预热器的氢气进行预热，再使经过二级热量回收的物料经过BDO汽化预热器进行三级热量回收，利用BDO汽化预热器进行热量交换回收对经过BDO汽化预热器的原料BDO进行预热，整体上通过上述三级热量回收的装置布局，从而实现充分有效的对GBL反应釜内的物料的热量进行回收，实现节能生产的优点。

在上述用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置中，该生产装置还包括2-吡咯烷酮反应器、热量回收换热器一和热泵机组，所述精馏塔顶部的出料口通过管路与所述热量回收换热器一的物料通道的进料口连接，所述热量回收换热器一的物料通道的出料口通过管路与所述2-吡咯烷酮反应器的进料口连接，所述热泵机组的换热介质通道通过管路与所述热量回收换热器一的换热介质通道连通形成循环回路。由于物料在精馏塔中进行处理的过程中要加热高温处理，通过在管路上设置热量回收换热器一，利用其进行热交换对从精馏塔的出料口出来的物料进行热量回收，回收的热量通过热泵机组用于制热水或制低温水供用于使用。

在上述用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置中，所述BDO汽化预热器与所述精馏塔之间还设置有气液分离器一和脱轻塔，所述BDO汽化预热器的出料口通过管路与所述气液分离器一连接，所述BDO汽化预热器与所述气液分离器一之间的管路上设有用于对物料进行冷却的冷凝器一，所述气液分离器一的气体出口通过管路与所述氢压机的循环氢气进口连通，所述气液分离器一的出料口通过管路与所述脱轻塔的进料口连接，所述脱轻塔的出料口与所述精馏塔的进料口通过管路连接。能够有效的实现物料中的气液分离，回收利用物料中带的气体进行重复使用，减少原料浪费，实现更好的节能降耗的目的。

在上述用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置中，所述生产装置还包括2-吡咯烷酮高压罐、2-吡咯烷酮脱氨塔、2-吡咯烷酮脱重塔、2-吡咯烷酮脱水塔和2-吡咯烷酮精馏塔，所述2-吡咯烷酮反应器的出料口通过管路与所述2-吡咯烷酮高压罐的进料口连接，所述2-吡咯烷酮高压罐的出料口通过管路与所述2-吡咯烷酮脱氨塔的进料口连接，所述2-吡咯烷酮脱氨塔的出料口通过管路与所述2-吡咯烷酮脱重塔的进料口连接，所述2-吡咯烷酮脱重塔的出料口通过管路与所述2-吡咯烷酮脱水塔的进料口连接，所述2-吡咯烷酮脱水塔的出料口与所述2-吡咯烷酮精馏塔的进料口连接，所述2-吡咯烷酮脱重塔与所述2-吡咯烷酮脱水塔之间的管路上依次连接有热量回收换热器二和冷凝器二，所述热泵机组的换热介质通道通过管路与所述热量回收换热器二的换热介质通道连通形成循环回路。通过上述生产装置的设备连续，在使用时，能够使经过2-吡咯烷酮高压罐的物料无需冷却直接进入2-吡咯烷酮脱氨塔进行脱氨，提高对热量的高效利用；且设置热量回收换热器二能够对管路上的物料热量进行充分回收后再冷却，利用回收的热量经过热交换后利用热泵机组用于制热水或制低温水供用于使用。

在上述用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置中，该生产装置还包括催化剂配制釜，所述2-吡咯烷酮精馏塔的出料口通过管路与所述催化剂配制釜连接，且所述2-吡咯烷酮精馏塔与所述催化剂配制釜的连接管路上依次连接有热量回收换热器三和冷凝器三，所述热泵机组的换热介质通道通过管路与所述热量回收换热器三的换热介质通道连通形成循环回路。通过在2-吡咯烷酮精馏塔的出料管路上连接热量回收换热器三进行热量回收，利用回收的热量进入热泵机组用于制热水或制低温水供用于使用，实现更好的节能效果，提高余热的回收利用率。

在上述用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置中，该生产装置还包括催化剂脱水塔、2-吡咯烷酮加热器和NVP反应器，所述催化剂配制釜的出料口通过管路连接所述催化剂脱水塔的进料口，所述催化剂脱水塔的出料口通过管路连接所述NVP反应器的进料口，所述2-吡咯烷酮加热器设在所述催化剂脱水塔和所述NVP反应器之间，所述2-吡咯烷酮加热器与所述催化剂脱水塔之间的管路上还设有2-吡咯烷酮预热器，所述NVP反应器的出料口通过管路连接所述2-吡咯烷酮预热器的进料口，所述2-吡咯烷酮预热器的出料口通过管路连接到蒸馏塔组。利用从NVP反应器的出料口出来的物料的余热经过2-吡咯烷酮预热器进行热交换对经过其中的原料(2-吡咯烷酮)进行预热，实现对物料的余热进行部分回收的效果。

在上述用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置中，所述NVP反应器与所述2-吡咯烷酮预热器之间还设有气液分离器二，所述NVP反应器的出料口通过管路与所述气液分离器的进料口连接，所述气液分离器的气体出口通过管路连接到所述NVP反应器的进料口，所述气液分离器二的出料口通过管路与所述2-吡咯烷酮预热器的进料口连接。

在上述用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置中，所述蒸馏塔组包括NVP初馏塔和NVP精馏塔，所述2-吡咯烷酮预热器的出料口通过管路与所述NVP初馏塔的进料口连接，所述NVP初馏塔的塔顶出料口通过管路与所述NVP精馏塔的进料口连接，所述NVP初馏塔的塔底出料口与所述催化剂配制釜的进料口连接，所述NVP精馏塔的出料口连接的管路上设有热量回收换热器四和冷凝器四，所述热泵机组的换热介质通道通过管路与所述热量回收换热器四的换热介质通道连通形成循环回路。通过在管路上设热量回收换热器四对物料的余量进行部分回收，利用回收的热量进入热泵机组用于制热水或制低温水供用于使用，实现更好的节能效果，提高余热的回收利用率。

综上所述，与现有技术相比，本实用新型具有以下优点：

1.通过在GBL反应器的出料口之后连接的物料管路上连接三级的热量回收装置，设置汽化料预热器、循环氢气预热器和BDO汽化预热器，利用各级热量的高低位阶对从管路上经过的物料热量进行热量交换回收，并利用回收的热量对需要加热的原料进行预热的目的，从而实现充分有效的对GBL反应釜内的物料的热量进行回收，实现节能生产的优点。

2.通过在管路上设置热量回收换热器一，利用其进行热交换对从精馏塔的出料口出来的物料进行热量回收，回收的热量通过热泵机组用于制热水或制低温水供用于使用。

3.能够使经过2-吡咯烷酮高压罐的物料无需冷却直接进入2-吡咯烷酮脱氨塔进行脱氨，提高对热量的高效利用；且设置热量回收换热器二能够对管路上的物料热量进行充分回收后再冷却，利用回收的热量经过热交换后利用热泵机组用于制热水或制低温水供用于使用。

附图说明

图1是本用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置的结构示意图。

图2是本用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置的用于合成N-乙烯基吡咯烷酮的使用流程示意图。

图中，1、BDO汽化预热器；2、BDO汽化加热器；3、BDO汽化塔；4、汽化料预热器；5、汽化料加热器；6、GBL反应器；7、循环氢气预热器；8、循环氢气加热器；9、氢压机；10、冷凝器一；11、气液分离器一；12、脱轻塔；13、精馏塔；14、热量回收换热器一；15、冷凝器五；16、2-吡咯烷酮反应器；17、2-吡咯烷酮高压罐；18、2-吡咯烷酮脱氨塔；19、2-吡咯烷酮脱重塔；20、热量回收换热器二；21、冷凝器二；22、2-吡咯烷酮脱水塔；23、2-吡咯烷酮精馏塔；24、热量回收换热器三；25、冷凝器三；26、催化剂配制釜；27、催化剂脱水塔；28、2-吡咯烷酮预热器；29、2-吡咯烷酮加热器；30、NVP反应器；31、气液分离器二；32、压缩机；33、NVP初馏塔；34、NVP精馏塔；35、热量回收换热器四；36、冷凝器四；37、热泵机组。

具体实施方式

下面通过具体实施例和附图，对本实用新型的技术方案作进一步具体的说明，但是本实用新型并不限于这些实施例。

结合图1和图2所示，本用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置，该生产装置包括BDO汽化加热器2、BDO汽化塔3、汽化料加热器5、GBL反应器6和氢压机9，BDO汽化加热器2的出料口通过管路与BDO汽化塔3的进料口相连接，BDO汽化塔3的出料口通过管路与所述汽化料加热器5连接后再通过管路连接到GBL反应器6的进料口，氢压机9通过用于氢气输送的管路与所述BDO汽化塔3的氢气进口连接，更重要的是，上述生产装置还包括均用于回收GBL物料热量的汽化料预热器4、循环氢气预热器7和BDO汽化预热器1，汽化料预热器4连接在BDO汽化塔3与汽化料加热器5之间，循环氢气预热器7连接在所述氢压机9与BDO汽化塔3之间，BDO汽化预热器1通过管路与BDO汽化加热器2连接，GBL反应器6的出料口通过管路连接所述汽化料预热器4的进料口，汽化料预热器4的出料口通过管路与循环氢气预热器7的进料口连接，循环氢气预热器7的出料口通过管路与BDO汽化预热器1的进料口连接，BDO汽化预热器1的出料口通过管路与精馏塔13的进料口连接。通过上述的生产装置设置能够有效的回收GBL反应釜的出料口放出的物料的热量的回收利用，实现节能的效果。

上述汽化料预热器4，用于回收GBL反应器6的出料口放出来的高温物料的热能(简称第一次换热)，这里相当于是对物料热量的第一次换热回收，回收的热量用来对经过该汽化料预热器4的原料进行预热的目的。

上述循环氢气预热器7，用于回收GBL反应器6的出料口放出来的高温物料的热能(简称第二次换热)。这里相当于是对物料热量的第二次换热回收，回收的热量用来对经过该循环氢气预热器7的氢气进行预热的目的。

上述BDO汽化预热器1，相当于是用于回收GBL反应器6出来的高温物料的热能(简称第三次换热)。这里相当于是对物料热量的第三次换热回收，回收的热量用来对经过该BDO汽化预热器1的原料BDO进行预热的目的。

上述各设备之间的管路连接均可采用本领域一般的管路连接方式按照上述的连接方式进行连接。

作为更好的实施方案，上述生产装置还包括2-吡咯烷酮反应器16、热量回收换热器一14和热泵机组37，精馏塔13顶部的出料口通过管路与热量回收换热器一14的物料通道的进料口连接，热量回收换热器一14的物料通道的出料口通过管路与2-吡咯烷酮反应器16的进料口连接，最好还在上述热量回收换热器一14与2-吡咯烷酮反应器16之间的管路上还设一用于对经过的物料进行进一步冷却的冷凝器五15，通过该冷凝器五15进一步的冷却物料后再进入2-吡咯烷酮反应器16内，上述热泵机组37的换热介质通道通过管路与热量回收换热器一14的换热介质通道连通形成循环回路。上述热泵机组37一般最好采用溴化锂热泵机组的设备，通过上述的溴化锂热泵机组利用回收的热量制50℃热水和7℃的低温水供用户使用。实现对热量回收的多方面应用。作为更好的实施方案，上述BDO汽化预热器1与精馏塔13之间还设置有气液分离器一11和脱轻塔12，BDO汽化预热器1的出料口通过管路与所述气液分离器一11连接，BDO汽化预热器1与气液分离器一11之间的管路上设有用于对物料进行冷却的冷凝器一10，冷凝器一10设在靠近气液分离器一11的管路上，气液分离器一11的气体出口通过管路与氢压机9的循环氢气进口连通，使从气液分离器一11的气体出口回收的氢气进行循环利用，上述气液分离器一11的出料口通过管路与脱轻塔12的进料口连接，脱轻塔12的出料口与精馏塔13的进料口通过管路连接。

更进一步的方案，上述生产装置还包括2-吡咯烷酮高压罐17、2-吡咯烷酮脱氨塔18、2-吡咯烷酮脱重塔19、2-吡咯烷酮脱水塔22和2-吡咯烷酮精馏塔23，2-吡咯烷酮反应器16的出料口通过管路与2-吡咯烷酮高压罐17的进料口连接，2-吡咯烷酮高压罐17的出料口通过管路与2-吡咯烷酮脱氨塔18的进料口连接，2-吡咯烷酮脱氨塔18的出料口通过管路与2-吡咯烷酮脱重塔19的进料口连接，2-吡咯烷酮脱重塔19的出料口通过管路与2-吡咯烷酮脱水塔22的进料口连接，2-吡咯烷酮脱水塔22的出料口与2-吡咯烷酮精馏塔23的进料口连接，2-吡咯烷酮脱重塔19与2-吡咯烷酮脱水塔22之间的管路上依次连接有热量回收换热器二20和冷凝器二21，热泵机组37的换热介质通道通过管路与热量回收换热器二20的换热介质通道连通形成循环回路。采用上述的连接方式，能够更好的实现生产连续化，且2-吡咯烷酮反应器16的出料口出来的高温物料，经2-吡咯烷酮高压罐17气液分离后直接进入2-吡咯烷酮脱氨塔18，而无需经冷却后进入，能够更好的避免热量的损耗，提高余量的回收利用。

作为更好的实施方案，该生产装置还包括催化剂配制釜26，2-吡咯烷酮精馏塔23的出料口通过管路与催化剂配制釜26连接，且2-吡咯烷酮精馏塔23与催化剂配制釜26的连接管路上依次连接有热量回收换热器三24和冷凝器三25，热泵机组37的换热介质通道通过管路与热量回收换热器三24的换热介质通道连通形成循环回路。能更好的回收从2-吡咯烷酮精馏塔23出来的物料的热量，并利用热量回收换热器三24回收的热量进入热泵机组37进行热交换利用，溴化锂热泵机组利用回收的热量制50℃热水和7℃的低温水供用户使用。

该生产装置还包括催化剂脱水塔27、2-吡咯烷酮加热器29和NVP反应器30，催化剂配制釜26的出料口通过管路连接催化剂脱水塔27的进料口，催化剂脱水塔27的出料口通过管路连接NVP反应器30的进料口，2-吡咯烷酮加热器29设在催化剂脱水塔27和NVP反应器30之间，2-吡咯烷酮加热器29与催化剂脱水塔27之间的管路上还设有2-吡咯烷酮预热器28，NVP反应器30的出料口通过管路连接2-吡咯烷酮预热器28的进料口，2-吡咯烷酮预热器28的出料口通过管路连接到蒸馏塔组。更进一步的，上述蒸馏塔组包括NVP初馏塔33和NVP精馏塔34，2-吡咯烷酮预热器28的出料口通过管路与所述NVP初馏塔33的进料口连接，上述NVP初馏塔33的塔顶出料口通过管路与NVP精馏塔34的进料口连接，最好使上述NVP初馏塔33的塔底出料口与催化剂配制釜26的进料口连接，用于将从NVP初馏塔33的塔底出来的物料回收到催化剂配制釜26内进行利用，最好还使上述NVP精馏塔34的出料口连接的管路上设有热量回收换热器四35和冷凝器四36，热泵机组37的换热介质通道通过管路与所述热量回收换热器四35的换热介质通道连通形成循环回路。

更好的实施方案，上述NVP反应器30与2-吡咯烷酮预热器28之间还设有气液分离器二31，NVP反应器30的出料口通过管路与气液分离器二31的进料口连接，气液分离器二31的气体出口通过管路连接到NVP反应器30的进料口，气液分离器二31的出料口通过管路与2-吡咯烷酮预热器28的进料口连接。

在具体生产使用时，结合图2所示，将1.4-丁二醇(BDO)经使用计量泵送入BDO汽化预热器1，生产过程中用GBL反应器6出来的高温物料经过该BDO汽化预热器1换热(简称第三次换热)，将经过BDO汽化预热器1的BDO的温度由常温提高到110-120℃，再经BDO汽化加热器2用蒸汽加热后(首次生产用蒸汽加热，正常生产可不用蒸汽加热)再进入BDO汽化塔3；同步的，上述氢压机9出口氢气(首次生产需外购氢气)输送氢气先进入循环气预热器7，用GBL反应器6出来的高温物料换热(简称第二次换热)，将经过循环气预热器7的氢气通道的氢气温度由40℃提高到140-150℃，再经循环氢气加热器8加热到210℃进入BDO汽化塔3；在BDO汽化塔3中，以氢气为载体汽化BDO(简称汽化料)。BDO汽化料进入汽化料预热器4，用GBL反应器6出来的高温物料换热(简称第一次换热)，将BDO汽化料温度由180℃提高到215℃，再经汽化料加热器5加热到260℃进入GBL反应器6完成脱氢反应，在GBL反应器6内的反应条件控制如下：

控制反应压力0.05-0.06MPa、反应温度255-260℃、汽化料进料比(wt％)为BDO/H₂＝1/0.13、催化剂与BDO进料比(wt％)为催化剂/BDO＝1/0.23。GBL反应器6出料口的高温物料在经过上述的三次换热回收热量后，进入反应料冷却系统的水冷器降温后，再经气液分离器一11分离氢气和粗品GBL，氢气一部分进入氢压机9参与系统循环，一部分外排利用。粗品GBL进入脱轻塔12脱除轻组份(轻组份送去回收BDO，返回原料罐)，重组分送入精馏塔13精馏得到含量99.52％的成品GBL，收率(wt％)约为93.46％。

GBL精馏塔13塔顶气相料先经塔顶的热量回收换热器一14回收余热，回收的热量经热泵机组37(溴化锂热泵机组)制50℃热水和7℃低温水供用户使用。

再将GBL原料与氨经计量泵加压经混合器混合后送入2-吡咯烷酮反应器16反应生成2-吡咯烷酮粗品，2-吡咯烷酮反应器16内的反应条件控制如下：

控制反应压力7.0-7.2MPa、反应温度268-270℃、GBL与NH₃进料比(wt％)为GBL/NH₃＝1/0.414。

反应完成后，2-吡咯烷酮粗品从2-吡咯烷酮反应器16的出料口放出经2-吡咯烷酮高压罐17减压阀组减压后不冷却利用反应热量直接进入2-吡咯烷酮脱氨塔18脱除未反应的氨，再进入经2-吡咯烷酮脱重塔19脱除重组份，再经2-吡咯烷酮脱水塔22脱水，再经2-吡咯烷酮精馏塔23精馏制得含量99.86％的成品2-吡咯烷酮，收率(wt％)92.59％。

上述2-吡咯烷酮脱重塔19的塔顶设的热量回收换热器二20和2-吡咯烷酮精馏塔23的塔顶的热量回收换热器三24用来回收相应的物料的余热，回收的热量经溴化锂热泵机组制50℃热水和7℃低温水供用户使用。

将2-吡咯烷酮精馏塔23的出料口放出的物料通过管路经过热量回收换热器三24和冷凝器三25后放入催化剂配制釜26内，将2-吡咯烷酮和催化剂KOH经计量后加入催化剂配制釜26内在真空加热条件下反应，再经催化剂脱水塔27脱水后，经计量泵加压送入2-吡咯烷酮预热器28，用NVP反应器30的出料口出来的物料经气液分离器二31分出的液相出口的高温NVP粗品换热，在2-吡咯烷酮预热器28内将2-吡咯烷酮温度由常温提高到100℃，再经2-吡咯烷酮加热器29用蒸汽加热到168℃后再进入NVP反应器30；同步将乙炔和N₂的混合气经压缩机32加压进入NVP反应器30内与2-吡咯烷酮在催化剂作用下连续反应生成N-乙烯基吡咯烷(NVP)粗品，上述NVP反应器30内的反应条件控制如下：

控制反应压力0.85-0.90MPa、反应温度164-170℃、反应进料比(wt％)为2-吡咯烷酮/乙炔/催化剂＝1/0.35/0.022。

NVP粗品从NVP反应器30的出料口出来经NVP初馏塔33初镏、再经NVP精馏塔34精馏制得含量99.85％的N-乙烯基吡咯烷酮(NVP)，收率(wt％)94.20％。

上述的NVP精馏塔34的塔顶设的热量回收换热器四35回收的塔顶低品位热量，经溴化锂热泵机组制50℃热水和7℃低温水供用户使用。

本实用新型中所描述的具体实施例仅是对本实用新型精神作举例说明。本实用新型所属技术领域的技术人员可以对所描述的具体实施例做各种各样的修改或补充或采用类似的方式替代，但并不会偏离本实用新型的精神或者超越所附权利要求书所定义的范围。

尽管对本实用新型已作出了详细的说明并引证了一些具体实施例，但是对本领域熟练技术人员来说，只要不离开本实用新型的精神和范围可作各种变化或修正是显然的。

Claims (8)

1.一种用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置，该生产装置包括BDO汽化加热器(2)、汽化料加热器(5)、GBL反应器(6)、BDO汽化塔(3)和氢压机(9)，所述BDO汽化加热器(2)的出料口通过管路与所述BDO汽化塔(3)的进料口相连接，所述BDO汽化塔(3)的出料口通过管路与所述汽化料加热器(5)连接后再通过管路连接到所述GBL反应器(6)的进料口，所述氢压机(9)通过用于氢气输送的管路与所述BDO汽化塔(3)的氢气进口连接，其特征在于，所述生产装置还包括均用于回收GBL物料热量的汽化料预热器(4)、循环氢气预热器(7)和BDO汽化预热器(1)，所述汽化料预热器(4)连接在所述BDO汽化塔(3)与所述汽化料加热器(5)之间，所述循环氢气预热器(7)连接在所述氢压机(9)与所述BDO汽化塔(3)之间，所述BDO汽化预热器(1)通过管路与所述BDO汽化加热器(2)连接，所述GBL反应器(6)的出料口通过管路连接所述汽化料预热器(4)的进料口，所述汽化料预热器(4)的出料口通过管路与所述循环氢气预热器(7)的进料口连接，所述循环氢气预热器(7)的出料口通过管路与所述BDO汽化预热器(1)的进料口连接，所述BDO汽化预热器(1)的出料口通过管路与精馏塔(13)的进料口连接。

2.根据权利要求1所述用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置，其特征在于，所述生产装置还包括2-吡咯烷酮反应器(16)、热量回收换热器一(14)和热泵机组(37)，所述精馏塔(13)顶部的出料口通过管路与所述热量回收换热器一(14)的物料通道的进料口连接，所述热量回收换热器一(14)的物料通道的出料口通过管路与所述2-吡咯烷酮反应器(16)的进料口连接，所述热泵机组(37)的换热介质通道通过管路与所述热量回收换热器一(14)的换热介质通道连通形成循环回路。

3.根据权利要求1所述用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置，其特征在于，所述BDO汽化预热器(1)与所述精馏塔(13)之间还设置有气液分离器一(11)和脱轻塔(12)，所述BDO汽化预热器(1)的出料口通过管路与所述气液分离器一(11)连接，所述BDO汽化预热器(1)与所述气液分离器一(11)之间的管路上设有用于对物料进行冷却的冷凝器一(10)，所述气液分离器一(11)的气体出口通过管路与所述氢压机(9)的循环氢气进口连通，所述气液分离器一(11)的出料口通过管路与所述脱轻塔(12)的进料口连接，所述脱轻塔(12)的出料口与所述精馏塔(13)的进料口通过管路连接。

4.根据权利要求2所述用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置，其特征在于，所述生产装置还包括2-吡咯烷酮高压罐(17)、2-吡咯烷酮脱氨塔(18)、2-吡咯烷酮脱重塔(19)、2-吡咯烷酮脱水塔(22)和2-吡咯烷酮精馏塔(23)，所述2-吡咯烷酮反应器(16)的出料口通过管路与所述2-吡咯烷酮高压罐(17)的进料口连接，所述2-吡咯烷酮高压罐(17)的出料口通过管路与所述2-吡咯烷酮脱氨塔(18)的进料口连接，所述2-吡咯烷酮脱氨塔(18)的出料口通过管路与所述2-吡咯烷酮脱重塔(19)的进料口连接，所述2-吡咯烷酮脱重塔(19)的出料口通过管路与所述2-吡咯烷酮脱水塔(22)的进料口连接，所述2-吡咯烷酮脱水塔(22)的出料口与所述2-吡咯烷酮精馏塔(23)的进料口连接，所述2-吡咯烷酮脱重塔(19)与所述2-吡咯烷酮脱水塔(22)之间的管路上依次连接有热量回收换热器二(20)和冷凝器二(21)，所述热泵机组(37)的换热介质通道通过管路与所述热量回收换热器二(20)的换热介质通道连通形成循环回路。

5.根据权利要求4所述用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置，其特征在于，所述生产装置还包括催化剂配制釜(26)，所述2-吡咯烷酮精馏塔(23)的出料口通过管路与所述催化剂配制釜(26)连接，且所述2-吡咯烷酮精馏塔(23)与所述催化剂配制釜(26)的连接管路上依次连接有热量回收换热器三(24)和冷凝器三(25)，所述热泵机组(37)的换热介质通道通过管路与所述热量回收换热器三(24)的换热介质通道连通形成循环回路。

6.根据权利要求5所述用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置，其特征在于，所述生产装置还包括催化剂脱水塔(27)、2-吡咯烷酮加热器(29)和NVP反应器(30)，所述催化剂配制釜(26)的出料口通过管路连接所述催化剂脱水塔(27)的进料口，所述催化剂脱水塔(27)的出料口通过管路连接所述NVP反应器(30)的进料口，所述2-吡咯烷酮加热器(29)设在所述催化剂脱水塔(27)和所述NVP反应器(30)之间，所述2-吡咯烷酮加热器(29)与所述催化剂脱水塔(27)之间的管路上还设有2-吡咯烷酮预热器(28)，所述NVP反应器(30)的出料口通过管路连接所述2-吡咯烷酮预热器(28)的进料口，所述2-吡咯烷酮预热器(28)的出料口通过管路连接到蒸馏塔组。

7.根据权利要求6所述用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置，其特征在于，所述NVP反应器(30)与所述2-吡咯烷酮预热器(28)之间还设有气液分离器二(31)，所述NVP反应器(30)的出料口通过管路与所述气液分离器二(31)的进料口连接，所述气液分离器二(31)的气体出口通过管路连接到所述NVP反应器(30)的进料口，所述气液分离器二(31)的出料口通过管路与所述2-吡咯烷酮预热器(28)的进料口连接。

8.根据权利要求6所述用于N-乙烯基吡咯烷酮合成的生产装置，其特征在于，所述蒸馏塔组包括NVP初馏塔(33)和NVP精馏塔(34)，所述2-吡咯烷酮预热器(28)的出料口通过管路与所述NVP初馏塔(33)的进料口连接，所述NVP初馏塔(33)的塔顶出料口通过管路与所述NVP精馏塔(34)的进料口连接，所述NVP初馏塔(33)的塔底出料口与所述催化剂配制釜(26)的进料口连接，所述NVP精馏塔(34)的出料口连接的管路上设有热量回收换热器四(35)和冷凝器四(36)，所述热泵机组(37)的换热介质通道通过管路与所述热量回收换热器四(35)的换热介质通道连通形成循环回路。

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