一种三塔变压精馏分离丁酮‑异丙醇‑乙醇共沸物的方法

摘要

本发明涉及一种三塔变压精馏分离丁酮‑异丙醇‑乙醇共沸物的方法，解决了近沸点三元体系因存在多组共沸和精馏边界导致分离困难的问题。该方法利用共沸组成和共沸点对压力变化敏感，不同压力下纯物质沸点顺序发生变化的特点，设计两种分离序列分离丁酮‑异丙醇‑乙醇共沸物。通过部分热集成方式，实现三塔之间的热量集成，最大限度地降低能耗。因此，本发明具有节能环保、分离产品纯度高、工艺简单、节约成本等优点。

说明书

【技术领域】

本发明属于化工分离纯化领域，涉及一种三塔变压精馏分离丁酮-异丙醇-乙醇共沸物的方法，具体涉及一种利用压力变化使体系的共沸组成和共沸点情况发生变化的方法，利用压力变化确定分离顺序并采用热集成降低能耗。

【背景技术】

丁酮是一种优良的有机溶剂和有机合成原料，主要用作涂料工业的多种树脂溶剂；异丙醇是一种重要的化工原料，可用于有机合成，也广泛用作石油燃料的防冻添加剂、汽车和航空燃料等；乙醇是应用最广泛的醇类，是重要的有机合成原料及有机溶剂。一些化工产品和生物制品的生产过程中需要引入丁酮、异丙醇和乙醇，在后处理过程也需要对这三者形成的混合物进行分离提纯。在费托合成反应过程中，CO中的氧原子大部分生成了水，少量进入醇醛酮酸等含氧有机物，短链的含氧有机物在油水分离时易溶于水相，导致费托合成反应水中含有一定量醇醛酮酸类含氧有机物。费托合成反应水中含有不同碳数的醇醛酮酸酯类含氧有机物，组成复杂，决定了分离回收水中有机物难度很大，往往需要多种分离方法多步骤的联合处理才能实现有效分离。根据高温费托合成反应水中含氧有机物组成，确定合理的初分原则方法和指标，对反应水分离工艺的优化节能具有非常重要的作用。丁酮、异丙醇和乙醇三元混合物属于近沸点体系，组分间最大温差仅4℃，丁酮与异丙醇、乙醇分别形成二元共沸物。在常压和高压条件下，丁酮-异丙醇的共沸点和乙醇顶点是鞍点，丁酮和异丙醇顶点是稳点节点，丁酮-乙醇的共沸点是不稳定节点，精馏边界曲线从丁酮-乙醇共沸点指向丁酮-异丙醇共沸点，纯物质沸点从低到高顺序为乙醇-丁酮-异丙醇；在低压条件下，丁酮-异丙醇的共沸点、乙醇顶点和丁酮顶点是鞍点，异丙醇顶点是稳点节点，丁酮-异丙醇的共沸点消失，精馏边界消失，纯物质沸点从低到高顺序为丁酮-乙醇-异丙醇。采用传统精馏分离方法，需要较大回流比和较多理论板数，且混合物的分离无法达到企业纯度要求。因此，要用特殊分离方法分离该三元混合物。变压精馏由于工艺简单、不引入其他溶剂、热集成性强等优点而受到相关领域的广泛应用。

专利(102992985A)公开了一种三塔变压精馏热集成分离回收丁酮的方法及装置，利用热集成变压精馏工艺从甲醇-乙醇-丁酮-苯-水体系中回收丁酮，但并没有实现乙醇的分离提纯，且该混合体系中不含有异丙醇。

专利(CN101244983A)公开了一种低温费托合成反应水中有机物的分离回收方法，采用系列精馏分离方法将费托合成反应水中的甲醇、乙醇、正丙醇、丙酮、丁酮有效有序分离回收，丙酮收率在87％以上，其余产品收率在90％以上。

专利(CN105254532A)公开了一种三塔变压精馏分离乙腈-甲醇-苯三元共沸物的方法，该混合物在常压下两两之间形成共沸物，利用共沸组成压力敏感特点，实现乙腈-甲醇-苯在不同操作压力下的高效分离回收。该方法适用于分离乙腈-甲醇-苯等两两形成共沸物的体系，不适用分离丁酮-异丙醇-乙醇共沸物。

本发明采用一种三塔变压精馏分离丁酮-异丙醇-乙醇共沸物的方法，具有显著的经济、环境和社会效益。利用丁酮-异丙醇-乙醇三元体系共沸组成和共沸点情况随压力改变而发生变化的特性，研究剩余曲线和精馏边界随压力变化情况。丁酮与异丙醇、乙醇在常压下形成二元最低共沸物，两共沸点间的连线形成精馏边界，将精馏区域分成两个。低压条件下丁酮-异丙醇共沸点消失且无精馏边界形成，高低压下三元体系中各纯物质的沸点顺序发生变化。本发明的方法适用于丁酮质量分数占0.7，异丙醇质量分数占0.1及乙醇质量分数占0.2的三元共沸体系。因此本分离方法对此类压力敏感的三元共沸物的分离具有一定的指导意义。

【发明内容】

[要解决的技术问题]

本发明的目的是提供一种三塔变压精馏分离丁酮-异丙醇-乙醇三元体系的方法，克服现有技术的不足，开发经济可行的工艺路线实现近沸点复杂三元体系的分离回收，实现丁酮、异丙醇和乙醇的高效分离及回收利用，处理后丁酮产品纯度大于99.9％，回收率大于99.97％；异丙醇产品纯度大于99.3％，回收率大于99.14％；乙醇产品纯度大于99.3％，回收率大于99.37％。

[技术方案]

本发明是通过下述技术方案实现的。

一种三塔变压精馏分离丁酮-异丙醇-乙醇共沸物的方法，其特征在于该方法所使用的装置主要包括以下部分：

丁酮塔(T1)、异丙醇塔(T2)、乙醇塔(T3)、冷凝器(C1)、冷凝器(C2)、冷凝器(C3)、回流罐(D1)、回流罐(D2)、回流罐(D3)、再沸器(R1)、再沸器(R2)、再沸器(R3)、加压泵(P1)、加压泵(P2)；其中冷凝器(C1)、回流罐(D1)、加压泵(P2)依次以管路连接于丁酮塔(T1)塔顶，再沸器(R1)连接于丁酮塔(T1)塔底，冷凝器(C2)、回流罐(D2)依次以管路连接于异丙醇塔(T2)塔顶，再沸器(R2)连接于异丙醇塔(T2)塔底，冷凝器(C3)、回流罐(D3)依次以管路连接于乙醇塔(T3)塔顶，再沸器(R3)连接于乙醇塔(T3)塔底；

根据丁酮-异丙醇-乙醇三元体系的共沸点和共沸组成随压力变化情况的特点，所述的三塔变压精馏分离丁酮-异丙醇-乙醇共沸物的方法有两种分离序列，即序列一：丁酮-异丙醇-乙醇，序列二：异丙醇-丁酮-乙醇。

分离序列一包括以下步骤：

(1)丁酮-异丙醇-乙醇混合液经加压泵(P1)输送至丁酮塔(T1)中部，高纯度丁酮产品从丁酮塔(T1)塔底采出，塔顶蒸汽经冷凝器(C1)冷凝、回流罐(D1)收集后，经加压泵(P2)加压后部分物料输送至丁酮塔(T1)塔顶进行回流，部分物料输送至异丙醇塔(T2)进行二次精馏；

(2)异丙醇塔(T2)塔底得到异丙醇产品，塔顶蒸汽经冷凝器(C2)冷凝、回流罐(D2)收集后，部分物料输送至异丙醇塔(T2)塔顶进行回流，部分物料输送至乙醇塔(T3)进行二次精馏；

(3)乙醇塔(T3)塔底得到乙醇产品，塔顶蒸汽经冷凝器(C3)冷凝、回流罐(D3)收集后，部分物料输送至乙醇塔(T3)塔顶进行回流，部分物料输送至丁酮塔(T1)进行循环精馏；

分离序列二包括以下步骤：

(1)丁酮-异丙醇-乙醇混合液经减压阀输送至异丙醇塔(T2)中部，高纯度异丙醇产品从异丙醇塔(T2)塔底采出，塔顶蒸汽经冷凝器(C2)冷凝、回流罐(D2)收集后，部分物料输送至异丙醇塔(T2)塔顶进行回流，部分物料输送至丁酮塔(T1)进行二次精馏；

(2)丁酮塔(T1)塔底得到丁酮产品，塔顶蒸汽经冷凝器(C1)冷凝、回流罐(D1)收集后，经加压泵(P2)加压后部分物料输送至丁酮塔(T1)塔顶进行回流，部分物料输送至乙醇塔(T3)进行二次精馏；

(3)乙醇塔(T3)塔底得到乙醇产品，塔顶蒸汽经冷凝器(C3)冷凝、回流罐(D3)收集后，部分物料输送至乙醇塔(T3)塔顶进行回流，部分物料输送至丁酮塔(T1)进行循环精馏；

根据本发明的另一优选实施方式，其特征在于：该分离序列得到的丁酮产品纯度大于99.9％，回收率大于99.98％；异丙醇产品纯度大于99.3％，回收率大于98.92％；乙醇产品纯度大于99.1％，回收率大于99.47％。

根据本发明的另一优选实施方式，其特征在于：该分离序列得到的丁酮产品纯度大于99.9％，回收率大于99.97％；异丙醇产品纯度大于99.3％，回收率大于99.14％；乙醇产品纯度大于99.3％，回收率大于99.37％。

根据本发明的另一优选实施方式，其特征在于：丁酮塔(T1)塔顶蒸汽可作为热源对异丙醇塔(T2)和乙醇塔(T3)塔釜供热。

根据本发明的另一优选实施方式，其特征在于：丁酮塔(T1)塔顶蒸汽可作为热源对异丙醇塔(T2)塔釜供热。

根据本发明的另一优选实施方式，其特征在于：丁酮塔(T1)塔顶蒸汽通过管路贯穿的冷凝机构是异丙醇塔(T2)再沸器和乙醇塔(T3)再沸器。

根据本发明的另一优选实施方式，其特征在于：丁酮塔(T1)塔顶蒸汽通过管路贯穿的冷凝机构是异丙醇塔(T2)再沸器。

本发明的一种三塔变压精馏分离丁酮-异丙醇-乙醇共沸物的方法，分离序列一具体过程描述如下：丁酮-异丙醇-乙醇混合液通过管路1经加压泵(P1)输送至丁酮塔(T1)中部进行一次精馏，丁酮塔(T1)塔顶蒸汽经冷凝器(C1)冷凝、回流罐(D1)收集后，部分物料经加压泵(P2)通过管路5输送至丁酮塔(T1)塔顶进行回流，部分物料通过管路6输送至异丙醇塔(T2)进行二次精馏；丁酮塔(T1)塔底部分物料经再沸器(R1)再沸后通过管路11进入丁酮塔(T1)，部分物料作为高纯度丁酮产品通过管路2采出；异丙醇塔(T2)塔顶蒸汽经冷凝器(C2)冷凝、回流罐(D2)收集后，部分物料通过管路7输送至异丙醇塔(T2)塔顶进行回流，部分物料通过管路8输送至乙醇塔(T3)进行二次精馏；异丙醇塔(T2)塔底部分物料经再沸器(R2)再沸后通过管路12进入异丙醇塔(T2)，部分物料作为高纯度异丙醇产品通过管路3采出；乙醇塔(T3)塔顶蒸汽经冷凝器(C3)冷凝、回流罐(D3)收集后，部分物料通过管路9输送至乙醇塔(T3)塔顶进行回流，部分物料通过管路10输送至丁酮塔(T1)进行循环精馏；乙醇塔(T3)塔底部分物料经再沸器(R3)再沸后通过管路13进入乙醇塔(T3)，部分物料作为高纯度乙醇产品通过管路4采出；

分离序列二具体过程描述如下：丁酮-异丙醇-乙醇混合液通过管路1经减压阀输送至异丙醇塔(T2)中部进行一次精馏，异丙醇塔(T2)塔顶蒸汽经冷凝器(C2)冷凝、回流罐(D2)收集后，部分物料通过管路5输送至异丙醇塔(T2)塔顶进行回流，部分物料通过管路6输送至丁酮塔(T1)进行二次精馏；异丙醇塔(T2)塔底部分物料经再沸器(R2)再沸后通过管路11进入异丙醇塔(T2)，部分物料作为高纯度异丙醇产品通过管路2采出；丁酮塔(T1)塔顶蒸汽经冷凝器(C1)冷凝、回流罐(D1)收集后，部分物料经加压泵(P2)通过管路7输送至丁酮塔(T1)塔顶进行回流，部分物料通过管路8输送至乙醇塔(T3)进行二次精馏；丁酮塔(T1)塔底部分物料经再沸器(R1)再沸后通过管路12进入丁酮塔(T1)，部分物料作为高纯度丁酮产品通过管路3采出；乙醇塔(T3)塔顶蒸汽经冷凝器(C3)冷凝、回流罐(D3)收集后，部分物料通过管路9输送至乙醇塔(T3)塔顶进行回流，部分物料通过管路10输送至丁酮塔(T1)进行循环精馏；乙醇塔(T3)塔底部分物料经再沸器(R3)再沸后通过管路13进入乙醇塔(T3)，部分物料作为高纯度乙醇产品通过管路4采出；

[有益效果]

本发明与现有的技术相比，主要有以下有益效果：

(1)分离得到的丁酮、异丙醇和乙醇产品纯度高。

(2)与传统三塔变压精馏相比，本发明的能耗低、工艺简单，设备投资费用低。

(3)与其他工艺相比，本发明未引入其他溶剂，保证了产品质量。

【附图说明】

图1是分离序列为丁酮-异丙醇-乙醇三塔变压精馏工艺流程图；

图2是分离序列为异丙醇-丁酮-乙醇三塔变压精馏工艺流程图；

图3是分离序列为丁酮-异丙醇-乙醇热集成三塔变压精馏工艺流程图；

图4是分离序列为异丙醇-丁酮-乙醇热集成三塔变压精馏工艺流程图；

【具体实施方式】

实施例1：

进料流量为1000kg/h，温度40℃，质量组成：丁酮70％，异丙醇10％，乙醇20％。丁酮塔(T1)理论塔板数为34块，原料液由第26块板引入，循环进料位置为第12块板，操作压力为4.0atm，回流比为2.00，塔径约为490mm；异丙醇塔(T2)理论板数为100块，丁酮塔(T1)塔顶采出液由第44块板引入，操作压力为1.0atm，回流比为7.50，塔径约为790mm；乙醇塔(T3)理论板数为30块，异丙醇塔(T2)塔顶采出液由第16块板引入，操作压力为0.4atm，回流比为2.40，塔径约为530mm。分离处理后丁酮产品纯度为0.999，异丙醇产品纯度为0.993，乙醇产品纯度为0.991，丁酮回收率为99.98％，异丙醇回收率为98.92％，乙醇回收率为99.47％。

表1工艺操作参数

表2进料及产品物流表

实施例2：

进料流量为1000kg/h，温度40℃，质量组成：丁酮70％，异丙醇10％，乙醇20％。异丙醇塔(T2)理论塔板数为77块，原料液由第19块板引入，操作压力为0.1atm，回流比为1.80，塔径约为960mm；丁酮塔(T1)理论板数为35块，异丙醇塔(T2)塔顶采出液由第22块板引入，循环进料位置为第17块板，操作压力为5.8atm，回流比为2.20，塔径约为400mm；乙醇塔理论板数为32块，丁酮塔(T1)塔顶采出液由第13块板引入，操作压力为0.4atm，回流比为2.10，塔径约为350mm。分离处理后丁酮产品纯度为0.999，异丙醇产品纯度为0.993，乙醇产品纯度为0.993，丁酮回收率为99.97％，异丙醇回收率为99.14％，乙醇回收率为99.37％。

表3工艺操作参数

表4进料及产品物流表

实施例3：

如图3所示，可在分离顺序为丁酮-异丙醇-乙醇三塔变压精馏流程中实施热集成技术，利用丁酮塔(T1)塔顶蒸汽冷凝放热为异丙醇塔(T2)和乙醇塔(T3)提供热量以实现节能降耗和减少设备投资的目的。图中丁酮塔(T1)为操作压力4atm的高压塔，塔底采出纯度可达99.9wt％的丁酮产品，塔顶为丁酮-异丙醇-乙醇共沸物，塔顶温度为118.08℃。异丙醇塔(T2)塔为操作压力1.0atm的常压塔，塔底采出纯度可达99.3wt％的异丙醇产品，塔顶为含少量异丙醇杂质的丁酮-乙醇混合物，塔低温度为95℃。乙醇塔(T3)为操作压力0.4atm的减压塔，塔底采出纯度可达99.1wt％的乙醇产品，塔顶为含少量异丙醇杂质的丁酮-乙醇混合物，塔低温度为65.52℃。在此分离条件下，丁酮塔(T1)塔顶蒸汽温度可高出异丙醇塔(T2)塔釜温度23℃，高出乙醇塔(T3)塔釜温度52℃，因而丁酮塔(T1)塔顶蒸汽可同时作为热源对异丙醇塔(T2)和乙醇塔(T3)塔釜供热，E1为异丙醇塔(T2)辅助再沸器。

表5不采用和采用热集成技术的三塔过程总能耗量

工艺再沸器总热负荷/kW冷凝器总热负荷/kW不采用热集成技术1634.651725.31采用热集成技术1244.751335.41总节能率23.85％22.60％

实施例4：

如图4所示，可在分离顺序为异丙醇-丁酮-乙醇三塔变压精馏流程中实施热集成技术，利用丁酮塔(T1)塔顶蒸汽冷凝放热为异丙醇塔(T2)提供热量以实现节能降耗和减少设备投资的目的。图中异丙醇塔(T2)为操作压力0.1atm的减压塔，塔底采出纯度可达99.3wt％的异丙醇产品，塔顶为含少量异丙醇杂质的丁酮-乙醇混合物，塔釜温度为51.31℃。丁酮塔(T1)为操作压力5.8atm的高压塔，塔底采出纯度可达99.9wt％的丁酮产品，塔顶为该压力下含少量异丙醇杂质的丁酮-乙醇共沸物，塔顶温度为130.99℃。乙醇塔(T3)为操作压力0.4atm的减压塔，塔底采出纯度可达99.3wt％的乙醇产品，塔顶为该压力下含少量异丙醇杂质的丁酮-乙醇共沸物，塔低温度为66.30℃。在此分离条件下，丁酮塔(T1)塔顶蒸汽温度可高出异丙醇塔(T2)塔釜温度80℃，因而可利用丁酮塔(T1)塔顶蒸汽作为热源对异丙醇塔(T2)塔釜供热，E1为异丙醇塔(T2)辅助再沸器。

表6不采用和采用热集成技术的三塔过程总能耗量