专利名称：一种甲乙酮富溶剂的解吸收方法
技术领域：
本发明涉及一种吸收了正丁烯水合反应尾气中杂质的甲乙酮富溶剂解吸收方法。
背景技术：
在以混合碳四(即含有四个碳原子的烃类)为原料生产甲乙酮的过程中，包括正丁烯在催化剂——例如阳离子树脂——作用下水合生成仲丁醇的步骤，其中正丁烯的单程转化率只有6％～8％，导致从反应器出来的混合物中还有大量未反应的正丁烯，因此，经脱碳四塔的塔顶回收的碳四必须循环利用。回收碳四由正丁烯、丁烷和杂质组成，其中杂质主要包括水、水合反应的产物和副产物。大部分回收碳四可以作为循环碳四，返回水合反应系统，与新鲜碳四一同进入水合反应器重新利用。但是，为了避免丁烷在反应系统积累过多，使反应体系内正丁烯浓度过低，必须有少量的回收碳四作为正丁烯水合反应尾气离开水合系统。由于水合反应尾气中含有约80％的正丁烯，因此，为减少正丁烯的损失，水合反应尾气的理想出路是返回正丁烯提浓工序，然而由于其中的杂质与萃取蒸馏溶剂互溶，削弱了萃取蒸馏溶剂提高丁烷、丁烯相对挥发度的作用，引起提浓系统操作紊乱，增加正丁烯损失，因此，水合反应尾气不能直接进入正丁烯提浓系统，只能作为尾气排出装置另作它用。
如果能够以适当的溶剂对水合反应尾气进行处理，吸收其中的杂质，则可有助于对水合反应尾气中的正丁烯实现回收；而要实现这种吸收处理的顺利运行，关键在于对吸收了水合反应尾气中杂质的富溶剂——例如用甲乙酮作为溶剂形成的富溶剂——解吸收。
然而，在现有技术中，没有发现适于吸收了正丁烯水合反应尾气中杂质-即水、SBA(仲丁醇)、TBA(叔丁醇)和SBE(仲丁醚)等-的富溶剂的解吸收方法。
在生产实践中，许多吸收过程产生的富溶剂，都采用蒸馏或者特殊蒸馏技术解吸收。如催化裂化(FCC)产物的吸收和解吸收分离，炼油厂蒸发油气吸收回收技术等。现有技术中的解吸对象与溶剂有较大的沸点差，且溶质的沸点远远低于溶剂的沸点，其解吸一般使用加热、气提、蒸馏方法。然而，正丁烯水合反应尾气中的杂质用溶剂吸收形成的富溶剂中，溶质沸点分布范围宽(大于120℃)，有的低于溶剂、有的与溶剂接近，还有的高于溶剂，同时，溶质之间，溶剂与溶质之间存在多元共沸(例如除碳四以外，杂质的沸点均高于溶剂甲乙酮，而且存在多种低于甲乙酮沸点的多元共沸物)，无法采用典型的解吸(气提)方法来实现，因此，分离、解吸的难度大，进而直接影响正丁烯水合反应尾气的处理和利用。
发明内容
本发明人以甲乙酮作为溶剂吸收正丁烯水合反应尾气中的杂质，实现正丁烯的回收利用；同时，对吸收了正丁烯水合反应尾气中杂质的甲乙酮富溶剂解吸收，从而回收甲乙酮溶剂，由此实现回收工艺过程的连续、经济运行。
因此，本发明的目的在于提供一种甲乙酮富溶剂的解吸收方法，包括将甲乙酮富溶剂送入气液分离罐中脱除碳四；将已脱除碳四的甲乙酮富溶剂送入预处理塔中，在塔中加入己烷，采用己烷与水的共沸蒸馏脱除水分，塔顶得到己烷与水的共沸物，塔底得到甲乙酮和SBA、TBA、SBE和其他杂质组成的混合物1；将预处理塔的塔底物混合物1送入甲乙酮精制塔，塔顶得到纯度99％以上的甲乙酮产品，塔底得到由SBA、TBA、SBE和其他杂质组成的混合物2。
在本发明的一个优选实施方案中，对由甲乙酮精制塔塔底得到的由SBA、TBA、SBE和其他杂质组成的混合物2进一步分离将甲乙酮精制塔塔底得到的由SBA、TBA、SBE和其他杂质组成的混合物2送入SBE塔，在SBE塔中加入水，塔顶流出SBA、SBE、TBA的多元共沸物3，塔底流出物主要是SBA；将SBE塔塔底流出物送入SBA塔，在SBA塔中，塔顶获得提纯的SBA，塔底流出物是含有SBA的重化物1；重化物1送入重化物塔，在重化物塔中，塔顶得到SBA，塔底重化物2出装置；将SBE塔塔顶物流多元共沸物3送入塔顶罐沉降分离，分出轻的有机相和重的水相；
将塔顶罐分出的有机相送入萃取塔，与上部进入的水相逆向接触，塔顶获得不溶于水的SBE；将塔顶罐分出的水相送入共沸塔，塔顶获得共沸物4，塔底获得水相；将共沸塔塔顶获得的共沸物4送入TBA塔，塔顶获得TBA，塔底获得SBA和水的混合物。
在本发明的一个优选实施方案中，本发明的方法在现有的、以混合碳四(即含有四个碳原子的烃类)为原料生产甲乙酮的装置中实施。
图1为本发明的甲乙酮富溶剂的解吸收方法流程示意图。
图2为现有技术中甲乙酮生产流程示意图。
图3为本发明的甲乙酮富溶剂的解吸收方法于现有技术中甲乙酮生产流程中实施的示意图。
在各图中，某些设备的标号置于相应设备的正下方；相同的设备以相同的数字表示。
具体实施例方式
在本发明中，“甲乙酮富溶剂”是指吸收有碳四、水、SBA(仲丁醇)、TBA(叔丁醇)和SBE(仲丁醚)及少量其他杂质的甲乙酮溶剂，例如由甲乙酮吸收正丁烯水合反应尾气中的杂质而形成的体系。
在本发明的方法中，首先利用吸收溶剂与碳四之间的沸点差，采用加热解吸收方法脱除碳四，然后引入烃类作为共沸剂，采用共沸蒸馏的方法脱水，最后采用精馏的方法，将甲乙酮从SBA、TBA、SBE混合物中分离。在一个优选实施方案中，SBA、TBA、SBE和残余甲乙酮的混合物，通过多步精馏，分别提纯和回收获得符合规定指标的SBA、TBA、SBE副产品，其他杂质作为重化物出装置。
具体而言，如图1所示，本发明的甲乙酮富溶剂的解吸收方法按如下方式进行首先是对甲乙酮富溶剂脱碳四。此步骤可以通过将甲乙酮富溶剂送入气液分离罐V-202中脱除碳四实现，也可以将甲乙酮富溶剂在适当的容器中加热——例如在30-40℃之间，优选在33-37℃之间，更优选在35℃加热——而脱除碳四。
然后，将已脱除碳四的甲乙酮富溶剂送入预处理塔C-251中，在塔中加入己烷，采用己烷与水的共沸蒸馏脱除水分，塔顶得到己烷与水的共沸物(通过塔顶罐分离)，塔底得到甲乙酮和SBA、TBA、SBE和其他杂质组成的混合物1。预处理塔C-251的操作条件为塔顶温度62-73℃，优选为67℃；塔釜温度为98-112℃，优选为105℃；塔顶压力为15-25kPa(表压，下同)，优选20kPa；回流比为3-8，优选为6。
将预处理塔C-251的塔底物送入甲乙酮精制塔C-252，塔顶得到纯度99％以上的甲乙酮产品，塔底得到由SBA、TBA、SBE和其他杂质组成的混合物2(可含有甲乙酮)，这样，实现了溶剂甲乙酮的回收。甲乙酮精制塔C-252的操作条件为塔顶温度78-86℃，优选为83℃；塔釜温度为185-195℃，优选为190℃；塔顶压力为15-25kPa，优选20kPa；回流比为5-10，优选为8。
在本发明的一个优选实施方案中，对由甲乙酮精制塔C-252塔底得到的由SBA、TBA、SBE和其他杂质组成的混合物2进一步分离将甲乙酮精制塔C-252塔底得到的由SBA、TBA、SBE和其他杂质组成的混合物2送入SBE塔C-151，或者优选将混合物2先送入产物中间罐V-302，然后再进入SBE塔C-151。在SBE塔C-151中加入水，塔顶流出SBA、SBE、TBA的多元共沸物3，塔底流出物主要是SBA。SBE塔C-151操作条件为塔顶温度78-81℃，优选为80℃；塔釜温度为108-112℃，优选为110℃。
将塔C-151塔底流出物送入SBA塔C-152，塔顶获得提纯的SBA，塔底流出物是含有SBA的重化物1。SBA塔C-152的操作条件为塔顶温度100-102℃，优选为100℃；塔釜温度为110-120℃，优选为116-118℃；重化物1送入重化物塔C-153，塔顶得到SBA，塔底重化物2出装置。重化物塔C-153操作条件为塔顶温度90-93℃，优选为92℃；塔釜温度为139-142℃，优选为140℃。
将SBE塔C-151塔顶物流，即多元共沸物3送入塔顶罐V-151沉降分离，分出轻的有机相和重的水相；将塔顶罐V-151分出的有机相送入萃取塔C-154，与上部进入的水相逆向接触，塔顶获得不溶于水的SBE。萃取塔C-154塔顶压力为0.050-0.052MPa，优选0.051MPa。
将塔顶罐V-151分出的水相(与萃取塔C-154塔底物流结合)送入共沸塔C-155，塔顶获得共沸物4，塔底获得水相。在本发明的一个优选实施方案中，塔顶罐V-151分出的水相在进入共沸塔C-155前，先进入冲洗水槽V-152(未示出)，在其中脱除不凝气。在本发明的一个优选实施方案中，共沸塔C-155塔底获得的水相进入萃取塔C-154的上部。共沸塔C-155塔顶温度93-95℃，优选为94℃；塔釜温度为100-105℃，优选为102℃。
将共沸塔C-155塔顶获得的共沸物4送入TBA塔C-156，塔顶获得TBA，塔底获得SBA和水的混合物，送入产物中间罐V-302，待进一步处理。TBA塔C-156塔顶温度75-77℃，优选为76℃；塔釜温度为88-90℃，优选为99℃。
在一个本发明的一个优选实施方案中，本发明的方法在现有的、以混合碳四(即含有四个碳原子的烃类)为原料生产甲乙酮的装置中实施。
现有的、以混合碳四为原料生产甲乙酮的装置的一例如图2所示。混合碳四进入萃取精馏塔C-002。在萃取精馏塔C-002中，从塔顶得到丁烷，从塔底流出含丁烯的萃取富溶剂，送入蒸馏塔C-004；在蒸馏塔C-004中，塔底的萃取溶剂循环回精馏塔C-002继续使用，塔顶得到的新鲜丁烯与循环碳四混合后，进入水合反应器R-1，反应后的物流从R-1顶流出，进入蒸馏塔C-101；在蒸馏塔C-101中，塔顶得到回收碳四，其中大部分碳四作为循环碳四回收利用，只有少量的碳四作为水合尾气排出装置。C-101塔底得到水合反应产物，进入产物中间罐V-302′，由V-302′进入SBE塔C-151′，在C-151′中加入水，塔顶流出SBA、SBE、TBA的多元共沸物，塔底流出物主要是SBA；将塔C-151′塔底流出物送入SBA塔C-152′，塔顶获得提纯的SBA，塔底流出物是含有SBA的重化物，送入重化物塔C-153′；在重化物塔C-153′中，塔顶得到SBA，塔底重化物出装置；将C-151′塔顶物流送入塔顶罐V-151′沉降分离，分出轻的有机相和重的水相；将V-151′分出的有机相送入萃取塔C-154′，与上部进入的水相逆向接触，塔顶获得不溶于水的SBE；将V-151′分出的水相送入共沸塔C-155′，塔顶获得共沸物，塔底获得水相返回C-154′；将C-155′塔顶获得的共沸物送入TBA塔C-156′，塔顶获得TBA，塔底获得SBA和水的混合物返回V-302′。
从C-152′得到的精制SBA送入仲丁醇脱氢反应器R-2进行脱氢反应，产物甲乙酮首先进入气液分离罐V-202′，脱除反应生成的烃类和氢气；以正己烷作脱水剂在预处理塔C-251′脱除反应生成的水，塔底物料进入甲乙酮精制塔C-252′，在甲乙酮精制塔C-252′中，从塔顶得到产品甲乙酮，塔底的重组分出装置。
当本发明的方法应用于图2所示的现有装置时，则如图3所示。在该实施方案中，来自蒸馏塔C-101″塔顶的回收碳四中，一部分作为水合尾气，送入吸收-蒸馏塔C-102″，在其中与吸收剂甲乙酮接触(优选逆流接触)。吸收-蒸馏塔C-102″中，水合反应尾气进口温度35-90℃，吸收-蒸馏塔塔顶温度30-85℃；段顶压力为0.4-1.0MPa，段底温度30-85℃；溶剂/水合反应尾气质量比0.1-5.0；理论板数为2-40块。在吸收-蒸馏塔C-102″中，塔顶得到除去水合反应尾气中的杂质的碳四混合物，并送入萃取精馏塔C-002″，吸收-蒸馏塔C-102″塔底则得到吸收了水合反应尾气中杂质的甲乙酮富溶剂，并送入甲乙酮生产装置中仲丁醇脱氢反应器R-2出口至气液分离罐V-202″入口之间的任意设备和管线(包括仲丁醇脱氢反应器R-2出口和气液分离罐V-202″入口)中，然后进入气液分离罐V-202″(但是，富溶剂通常直接送入气液分离罐V-202″入口处)，于其中脱除碳四后，进入预处理塔C-251″中，采用己烷与水的共沸蒸馏，脱除水分己烷与水的共沸物由塔顶得到，而塔底物甲乙酮和其他杂质(SBA、TBA、SBE)的混合物进入甲乙酮精制塔C-252″；在甲乙酮精制塔C-252″中，塔顶得到纯度99％以上的甲乙酮产品，少量精制甲乙酮返回吸收-蒸馏塔C-102″，作为吸收溶剂使用。由此，借助已有甲乙酮生产装置，甲乙酮富溶剂随同仲丁醇脱氢反应器R-2的反应产物回收、精制，得到甲乙酮；而甲乙酮富溶剂中除甲乙酮之外的剩余物出C-252″塔底后，则送入产物中间罐V-302″，由V-302″进入仲丁醇提纯系统，随同粗仲丁醇回收和提纯副产品。通常，仲丁醇脱氢反应器R-2出口处物流组成和本发明的甲乙酮富溶剂组成相同或相近，而甲乙酮富溶剂剩余物和蒸馏塔C-101″(即脱碳四塔)塔底物流的组成相同或相近，因此，确保了本发明方法在原有装置中的顺利实施，不会给现有的工艺流程带来过多的扰动。换言之，利用现有装置和工艺流程，可以将吸收了正丁烯水合尾气中杂质后的甲乙酮富溶剂进行解吸，并在原生产装置实现溶剂与杂质的分离，精制后的溶剂可循环回吸收-精馏脱杂质工艺过程，作为溶剂使用。由此，可以充分利用装置的原有设备和流程，在原有操作条件下，使甲乙酮富溶剂里所含杂质在装置内部一一分离并回收，对于现有甲乙酮生产装置来说，没有新的三废产生，同时能够将整个水合尾气物流中的组分全部回收利用，从而使甲乙酮富溶剂解吸收过程本身成为无三废的清洁工艺。
在本发明方法的一个优选实施方案中，甲乙酮富溶剂按重量％计具有下列组成(各组分总的组成为100％)碳四烃类1.5-4.9SBA 0.05-3.0TBA 0.01-0.5SBE 0.00-0.01MEK 90-95水 0.3-2.5其他杂质0.1-0.5而甲乙酮富溶剂及其剩余物(即甲乙酮富溶剂脱除甲乙酮后的残余物)和相应的进料部位处的物流组成，即反应器R-2出口处和蒸馏塔C-101塔底处的物流组成如下表1所示表1甲乙酮富溶剂及其剩余物和相关物流的组成(重量％)
以下实施例用于进一步说明本发明，但是本发明不限于这些实施例的内容。
实施例1本实施例模拟生产装置条件，进行甲乙酮富溶剂脱杂质(解吸收)实验。
1.实验原料和解吸收方案实验使用的富溶剂组成为甲乙酮91.9％，仲丁醇SBA 1.7％、叔丁醇TBA 0.8％、仲丁醚SBE 0.3％、水(100℃)2.5％，此外还有2.8％左右的碳四混合物。
实验包括3步分离过程使用蒸发技术脱碳四；采用已烷共沸蒸馏技术脱水；采用精馏技术脱除其他杂质(SBA、TBA、SBE)，得到纯度99.7％的MEK产品。
2.实验设备脱碳四在烧杯和4孔恒温水浴进行。
共沸蒸馏和精馏过程均在实验室精馏装置进行，装置主体设备是内径Φ30mm玻璃精馏塔，外套涂有透明电阻，精馏塔和外套之间抽真空。共沸蒸馏使用填料高度2.5m的精馏塔；MEK精制使用填料高度3.5m的精馏塔，填料均为Φ3mm×3mm的θ型压延孔环，共沸塔的填料分3段乱堆，中间有液相再分配器，进料位置在塔中部大约第15块板处，全回流标定理论板数为24块；精馏塔的填料分4段乱堆，中间设置液相再分配器，进料位置在塔中部大约第19块板处，全回流标定该塔的理论板数是33块。在塔顶均设置“回流头”，依靠电磁作用调节回流比。塔釜是三口烧瓶，用电热套提供热量。装置使用计量泵连续进料，出料从塔釜依靠真空抽出、进入接受瓶。
3.实验流程和实验结果3.1脱碳四将来自吸收-蒸馏塔的甲乙酮富溶剂倒入烧杯，在通风柜内室温蒸发，放置30min(分钟)，待甲乙酮富溶剂基本没有瓦斯气味以后，将烧杯放入恒温水浴，水浴初始温度为30℃，逐渐升温到35温度，保持30min。采用这样的方法脱除碳四。
3.2脱水将已脱碳四的甲乙酮富溶剂倒入带有孔盖的容器，置于电子秤上计量，按照20mL/min的速度用比例泵抽取，在预热器加热到75℃，从下部进入共沸塔；共沸剂己烷用同样的方法计量输送，预热到70℃从中上部进入共沸塔。塔顶温度维持在67℃，塔釜温度为105℃；塔顶压力，通过调节塔顶接受罐的真空线阀门的开度，控制在20kPa(绝对压力)，回流比为6。接塔顶液相流出口有三通旋转阀分别通向2个接受罐，一个处于接受状态；另一个处于待用状态，两个罐交替操作。从接受罐放出来的共沸物进入分液漏斗，沉降后，从下部放出水，上层己烷，倒回己烷罐；塔底获得的是脱水以后的MEK和有机物(SBA、TBA和SBE)的混合物。
3.3精馏将已脱碳四和脱水的甲乙酮富溶剂的混合物，即MEK和有机物的混合物倒入带有孔盖的容器，置于电子秤上计量，按照20mL/min的速度用比例泵抽取、输送，在预热器加热到95℃，进入精馏塔，塔顶温度为83℃，塔釜温度保持在189℃，塔顶压力，通过调节塔顶接受罐的真空线阀门的开度，控制在20kPa(绝对压力)，回流比为8。通过塔顶获得的MEK纯度为99.75％，符合氨基甲酸酯级MEK产品的纯度要求，作为吸收剂使用。
甲乙酮精馏塔底流出物富溶剂的组成甲乙酮5.2％、SBA53.8.％、TBA26.5％、SBE11.2％、其它杂质3.3％。
实施例2在图2所示的30,000吨/年甲乙酮生产装置中，以图3所示方式，实施本发明的方法。
水合尾气进入吸收-蒸馏塔，用甲乙酮作为溶剂脱除杂质，净化以后的碳四返回萃取蒸馏系统，吸收-蒸馏过程产生的甲乙酮富溶剂首先进入仲丁醇脱氢反应器R-2出口附近，于V-202″中脱除碳四，于C-251″中脱除水份，然后在甲乙酮精馏塔获得纯度99.8％的甲乙酮，纯度99.8％的甲乙酮返回吸收-蒸馏塔继续使用；而甲乙酮精馏塔底物流送到已脱除碳四的粗仲丁醇储罐(即产物中间罐)V-302″，随同粗仲丁醇一起分离出仲丁醚和叔丁醇，由此，由甲乙酮精制塔底带来的仲丁醇与新生成的仲丁醇一道提纯、然后进入仲丁醇脱氢反应器。
进入仲丁醇脱氢反应器R-2出口附近的富溶剂数量为40千克/小时，而仲丁醇脱氢反应器R-2出口物流量为4000千克/小时，富溶剂量仅为其1％左右，而MEK精馏塔底物流数量仅为1千克/小时，与4000千克/小时粗仲丁醇物流相比，更是微不足道。
经过核算证实，本发明利用现有甲乙酮生产装置的富溶剂解吸收工艺，不会影响装置本身的操作。通过上述模拟工业装置的富溶剂解吸收，可以看到本发明能够满足吸收-蒸馏塔的甲乙酮富吸收溶剂解吸收要求。
权利要求
1.一种甲乙酮富溶剂的解吸收方法，包括将甲乙酮富溶剂送入气液分离罐(V-202)中脱除碳四；将已脱除碳四的甲乙酮富溶剂送入预处理塔(C-251)中，在塔中加入己烷，采用己烷与水的共沸蒸馏脱除水分，塔顶得到己烷与水的共沸物，塔底得到甲乙酮和SBA、TBA、SBE和其他杂质组成的混合物1；将预处理塔(C-251)的塔底物混合物1送入甲乙酮精制塔(C-252)，塔顶得到纯度99％以上的甲乙酮产品，塔底得到由SBA、TBA、SBE和其他杂质组成的混合物2。
2.根据权利要求1的方法，还包括对由甲乙酮精制塔(C-252)塔底得到的由SBA、TBA、SBE和其他杂质组成的混合物2进一步分离将甲乙酮精制塔(C-252)塔底得到的由SBA、TBA、SBE和其他杂质组成的混合物2送入SBE塔(C-151)，在SBE塔(C-151)中加入水，塔顶流出SBA、SBE、TBA的多元共沸物3，塔底流出物主要是SBA；将SBE塔(C-151)塔底流出物送入SBA塔(C-152)，在SBA塔(C-152)中，塔顶获得提纯的SBA，塔底流出物是含有SBA的重化物1；重化物1送入重化物塔(C-153)，在重化物塔(C-153)中，塔顶得到SBA，塔底重化物2出装置；将SBE塔(C-151)塔顶物流送入塔顶罐(V-151)沉降分离，分出轻的有机相和重的水相；将塔顶罐(V-151)分出的有机相送入萃取塔(C-154)，与上部进入的水相逆向接触，塔顶获得不溶于水的SBE；将塔顶罐(V-151)分出的水相送入共沸塔(C-155)，塔顶获得共沸物4，塔底获得水相；将共沸塔(C-155)塔顶获得的共沸物4送入TBA塔(C-156)，塔顶获得TBA，塔底获得SBA和水的混合物。
3.根据权利要求1的方法，其中甲乙酮富溶剂按重量％计具有下列组成碳四烃类1.5-4.9SBA 0.05-3.0TBA 0.01-0.5SBE 0.00-0.01MEK 90-95水 0.3-2.5其他杂质0.1-0.5
4.根据权利要求1的方法，其中甲乙酮富溶剂通过用甲乙酮吸收正丁烯水合反应尾气中的杂质而形成。
5.根据权利要求3的方法，其中甲乙酮富溶剂通过下列步骤形成在吸收-蒸馏塔中，正丁烯水合反应尾气与从吸收-蒸馏塔(C-102)上部进入的甲乙酮逆向接触，净化后的碳四从顶部离开，吸收了水合反应尾气中杂质的甲乙酮富溶剂从塔底部离开。
6.根据权利要求4的方法，其中，在吸收-蒸馏塔(C-102)中，水合反应尾气进口温度35℃～90℃，吸收-蒸馏塔塔顶温度30℃～85℃；段顶压力为0.4Mpa～1.0Mpa，段底温度30℃～85℃；溶剂/水合反应尾气质量比0.1～5.0；理论板数为2～40块。
7.根据权利要求1的方法，其中共沸塔(C-155)塔底获得的水相进入萃取塔(C-154)的上部。
8.根据权利要求1的方法，其中，塔顶罐(V-151)分出的水相在进入共沸塔(C-155)前，先进入冲洗水槽(V-152)，在其中脱除不凝气。
9.根据权利要求1-8之一的方法，其中，甲乙酮富溶剂于已有甲乙酮生产装置中仲丁醇脱氢反应器(R-2)出口至气液分离罐(V-202″)入口之间的任意设备和管线处进入已有甲乙酮生产装置，随同脱氢产物回收、精制甲乙酮；甲乙酮富溶剂的剩余物送到仲丁醇产物中间罐(V-302)，随同粗仲丁醇分离、回收。
全文摘要
一种甲乙酮富溶剂的解吸收方法，包括甲乙酮富溶剂于气液分离罐(V－202)中脱除碳四；已脱除碳四的甲乙酮富溶剂于预处理塔(C－251)中采用己烷与水的共沸蒸馏脱除水分，塔底得到甲乙酮和SBA、TBA、SBE和其他杂质组成的混合物1；混合物1于甲乙酮精制塔(C－252)中分离，塔顶得到纯度99％以上的甲乙酮产品。在本发明的一个优选实施方案中，所述方法在现有的、以混合碳四生产甲乙酮的装置中实施。
文档编号C07C49/00GK1907933SQ20061009881
公开日2007年2月7日 申请日期2006年7月11日 优先权日2005年7月13日
发明者任万忠, 张耀亨, 王文华, 苏芳云, 陈小平, 姚亚平, 许文友, 胡轶, 高维娜, 王桂敏 申请人:中国石油兰州石油化工公司